KR20050102681A - Hydrocarbon gas processing - Google Patents
Hydrocarbon gas processing Download PDFInfo
- Publication number
- KR20050102681A KR20050102681A KR1020057015836A KR20057015836A KR20050102681A KR 20050102681 A KR20050102681 A KR 20050102681A KR 1020057015836 A KR1020057015836 A KR 1020057015836A KR 20057015836 A KR20057015836 A KR 20057015836A KR 20050102681 A KR20050102681 A KR 20050102681A
- Authority
- KR
- South Korea
- Prior art keywords
- stream
- vapor
- cooled
- distillation column
- separating
- Prior art date
Links
Classifications
-
- F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
- F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
- F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
- F25J3/00—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification
-
- F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
- F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
- F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
- F25J3/00—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification
- F25J3/02—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream
- F25J3/0228—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream characterised by the separated product stream
- F25J3/0233—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream characterised by the separated product stream separation of CnHm with 1 carbon atom or more
-
- F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
- F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
- F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
- F25J3/00—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification
- F25J3/02—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream
- F25J3/0204—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream characterised by the feed stream
- F25J3/0209—Natural gas or substitute natural gas
-
- F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
- F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
- F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
- F25J3/00—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification
- F25J3/02—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream
- F25J3/0228—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream characterised by the separated product stream
- F25J3/0238—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream characterised by the separated product stream separation of CnHm with 2 carbon atoms or more
-
- F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
- F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
- F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
- F25J3/00—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification
- F25J3/02—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream
- F25J3/0228—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream characterised by the separated product stream
- F25J3/0242—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream characterised by the separated product stream separation of CnHm with 3 carbon atoms or more
-
- F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
- F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
- F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
- F25J2200/00—Processes or apparatus using separation by rectification
- F25J2200/02—Processes or apparatus using separation by rectification in a single pressure main column system
-
- F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
- F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
- F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
- F25J2200/00—Processes or apparatus using separation by rectification
- F25J2200/04—Processes or apparatus using separation by rectification in a dual pressure main column system
-
- F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
- F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
- F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
- F25J2200/00—Processes or apparatus using separation by rectification
- F25J2200/30—Processes or apparatus using separation by rectification using a side column in a single pressure column system
-
- F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
- F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
- F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
- F25J2200/00—Processes or apparatus using separation by rectification
- F25J2200/50—Processes or apparatus using separation by rectification using multiple (re-)boiler-condensers at different heights of the column
-
- F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
- F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
- F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
- F25J2200/00—Processes or apparatus using separation by rectification
- F25J2200/70—Refluxing the column with a condensed part of the feed stream, i.e. fractionator top is stripped or self-rectified
-
- F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
- F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
- F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
- F25J2200/00—Processes or apparatus using separation by rectification
- F25J2200/74—Refluxing the column with at least a part of the partially condensed overhead gas
-
- F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
- F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
- F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
- F25J2200/00—Processes or apparatus using separation by rectification
- F25J2200/78—Refluxing the column with a liquid stream originating from an upstream or downstream fractionator column
-
- F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
- F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
- F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
- F25J2205/00—Processes or apparatus using other separation and/or other processing means
- F25J2205/02—Processes or apparatus using other separation and/or other processing means using simple phase separation in a vessel or drum
-
- F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
- F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
- F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
- F25J2205/00—Processes or apparatus using other separation and/or other processing means
- F25J2205/02—Processes or apparatus using other separation and/or other processing means using simple phase separation in a vessel or drum
- F25J2205/04—Processes or apparatus using other separation and/or other processing means using simple phase separation in a vessel or drum in the feed line, i.e. upstream of the fractionation step
-
- F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
- F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
- F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
- F25J2240/00—Processes or apparatus involving steps for expanding of process streams
- F25J2240/02—Expansion of a process fluid in a work-extracting turbine (i.e. isentropic expansion), e.g. of the feed stream
-
- F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
- F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
- F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
- F25J2245/00—Processes or apparatus involving steps for recycling of process streams
- F25J2245/02—Recycle of a stream in general, e.g. a by-pass stream
-
- F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
- F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
- F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
- F25J2270/00—Refrigeration techniques used
- F25J2270/12—External refrigeration with liquid vaporising loop
-
- F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
- F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
- F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
- F25J2270/00—Refrigeration techniques used
- F25J2270/60—Closed external refrigeration cycle with single component refrigerant [SCR], e.g. C1-, C2- or C3-hydrocarbons
-
- F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
- F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
- F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
- F25J2290/00—Other details not covered by groups F25J2200/00 - F25J2280/00
- F25J2290/40—Vertical layout or arrangement of cold equipments within in the cold box, e.g. columns, condensers, heat exchangers etc.
Landscapes
- Engineering & Computer Science (AREA)
- Physics & Mathematics (AREA)
- Mechanical Engineering (AREA)
- Thermal Sciences (AREA)
- General Engineering & Computer Science (AREA)
- Chemical Kinetics & Catalysis (AREA)
- Chemical & Material Sciences (AREA)
- General Chemical & Material Sciences (AREA)
- Oil, Petroleum & Natural Gas (AREA)
- Separation By Low-Temperature Treatments (AREA)
- Organic Low-Molecular-Weight Compounds And Preparation Thereof (AREA)
- Vaporization, Distillation, Condensation, Sublimation, And Cold Traps (AREA)
- Production Of Liquid Hydrocarbon Mixture For Refining Petroleum (AREA)
Abstract
Description
본 발명은 탄화수소를 함유하는 가스를 분리하는 프로세스에 관한 것이다. 본 출원인은 미국특허법(Title 35, Unite States Code) §119(e)에 의해 2003년 2월 25일자로 출원된 가출원 60/449,772의 혜택을 주장한다. The present invention relates to a process for separating a gas containing a hydrocarbon. The applicant claims the benefit of Provisional Application 60 / 449,772, filed February 25, 2003, under Title 35, Unite States Code §119 (e).
에틸렌, 에탄, 프로필렌, 프로판 및/또는 중탄화수소(heavier hydrocarbon)는 천연가스, 정류 가스(refinery gas) 및 석탄, 원유, 나프타, 유혈암(oil shale), 역청암(tar sands) 및 갈탄 등의 다른 탄화수소 재료로부터 얻어지는 합성 가스 스트림과 같은 다양한 가스로부터 회수될 수 있다. 천연가스는 통상적으로 메탄 및 에탄을 주요 부분으로 가지며, 다시 말해, 메탄과 에탄이 함께 가스의 적어도 50 몰퍼센트를 구성한다. 가스는 또한 상대적으로 미량의 프로판, 부탄, 펜탄 등과 같은 중탄화수소 뿐만 아니라, 수소, 질소, 이산화탄소 및 다른 가스 등을 함유한다. Ethylene, ethane, propylene, propane and / or heavier hydrocarbons are natural gas, refinery gas and other such as coal, crude oil, naphtha, oil shale, tar sands and lignite It may be recovered from a variety of gases such as syngas streams obtained from hydrocarbon materials. Natural gas typically has methane and ethane as its main part, ie methane and ethane together make up at least 50 mole percent of the gas. The gas also contains relatively small amounts of heavy hydrocarbons such as propane, butane, pentane and the like, as well as hydrogen, nitrogen, carbon dioxide and other gases and the like.
본 발명은 개괄적으로 그러한 가스 스트림으로부터 에틸렌, 에탄, 프로필렌, 프로판 및 중탄화수소의 회수에 관한 것이다. 본 발명에 따라 처리하고자 하는 가스 스트림의 전형적인 분석치는, 대략적인 몰퍼센트 단위로, 80.8%의 메탄, 9.4%의 에탄과 다른 C2 성분, 4.7%의 프로판과 다른 C3 성분, 1.2%의 이소부탄, 2.1%의 노말부탄 및 1.1%의 펜탄, 그리고 잔량으로서 질소와 이산화탄소이다. 또한 황을 함유하는 가스도 종종 있다.The present invention relates generally to the recovery of ethylene, ethane, propylene, propane and heavy hydrocarbons from such gas streams. Typical analytical values for the gas streams to be treated in accordance with the invention are, in approx. Mole percent, 80.8% methane, 9.4% ethane and other C 2 components, 4.7% propane and other C 3 components, 1.2% iso Butane, 2.1% normal butane and 1.1% pentane, and the balance nitrogen and carbon dioxide. There is also often a gas containing sulfur.
역사적으로 천연가스 및 그것의 천연 액화 가스(NGL) 성분의 주기적인 가격 변동은 액체 제품으로서 에탄, 에틸렌, 프로판, 프로필렌 및 중탄화수소 성분의 가치 증대를 저하시켜 왔다. 이점이 이들 제품을 보다 효율적으로 회수할 수 있는 방법, 더 적은 자본의 투자로 효율적인 회수를 제공하는 방법, 및 넓은 범위에 걸쳐 특정 성분의 회수를 변경하기 위해 쉽게 개조하거나 조정할 수 있는 방법에 대한 수요를 불러왔다. 이러한 재료를 분리하는 이용 가능한 방법들로는 가스의 냉각 및 냉동, 오일의 흡수, 및 냉동유의 흡수에 기초한 방법이 포함된다. 그 밖에, 동력을 제조하면서 동시에 팽창시키고 처리되는 가스로부터 열을 회수하는 경제성 높은 장치를 이용할 수 있기 때문에 극저온공정(cryogenic process)이 보편화되고 있다. 가스원의 압력, 가스의 농후성(richness)(에탄, 에틸렌 및 중탄화수소의 함량), 및 원하는 최종 제품에 따라, 이러한 공정의 각각 또는 여러 공정의 조합을 사용할 수 있다. Historically, periodic price fluctuations of natural gas and its natural liquefied gas (NGL) components have slowed the increase in value of ethane, ethylene, propane, propylene and bihydrocarbon components as liquid products. The benefits are the need for ways to recover these products more efficiently, to provide efficient returns with less capital investment, and to be easily retrofitted or adjusted to alter the recovery of specific components over a wide range. Brought up. Available methods of separating such materials include methods based on cooling and freezing of gas, absorption of oil, and absorption of refrigeration oil. In addition, cryogenic processes are becoming commonplace because high-efficiency devices can be used to produce power and at the same time expand and recover heat from the gas being processed. Depending on the pressure of the gas source, the richness of the gas (content of ethane, ethylene and bicarbonate), and the desired end product, each or a combination of these processes can be used.
천연 액화 가스의 회수를 위해 극저온 팽창 공정(cryogenic expansion process)이 현재 일반적으로 선호되는데 그 이유는 시동(start up)의 용이성, 조작의 신축성, 높은 효율, 안전성, 및 우수한 신뢰성과 함께 최대의 단순성(simplicity)을 제공하기 때문이다. 미국특허 제3,292,380호; 제4,061,481호; 제4,140,504호; 제4,157,904호; 제4,171,964호; 제4,185,978호; 제4,251,249호; 제4,278,457호; 제4,519,824호; 제4,617,039호; 제4,687,499호; 제4,689,063호; 제4,690,702호; 제4,854,955호; 제4,869,740호; 제4,889,545호; 및 제5,275,005호; 제5,555,748호; 제5,568,737호; 제5,771,712호; 제5,799,507호; 제5,881,569호; 제5,890,378호; 제5,983,664호; 제 6,182,469호; 재발행 미국특허 제33,408호; 및 함께 계류중인 미국특허출원 제09/677,220호 등에 이와 관련한 공정이 개시되어 있다. (비록, 본 발명의 상세한 설명은 어떠한 경우 상기 인용 미국 특허에 기재한 것들에 비해 다른 공정 조건에 근거하고 있지만)A cryogenic expansion process is currently generally preferred for the recovery of natural liquefied gas because of its simplicity with ease of start up, flexibility of operation, high efficiency, safety, and excellent reliability. simplicity). US Patent No. 3,292,380; 4,061,481; 4,061,481; 4,140,504; 4,140,504; 4,157,904; 4,157,904; No. 4,171,964; No. 4,185,978; No. 4,251,249; 4,278,457; No. 4,519,824; 4,617,039; 4,687,499; No. 4,689,063; 4,690,702; 4,690,702; No. 4,854,955; No. 4,869,740; No. 4,889,545; And 5,275,005; 5,555,748; 5,555,748; 5,568,737; 5,568,737; No. 5,771,712; 5,799,507; 5,799,507; 5,881,569; 5,881,569; 5,890,378; 5,890,378; 5,983,664; 5,983,664; No. 6,182,469; Reissued US Patent No. 33,408; And pending US patent application Ser. No. 09 / 677,220 and the like. (Although the detailed description of the invention is in some cases based on other process conditions than those described in the above cited US patents)
전형적인 극저온 팽창 회수 공정에서, 가압 하에 공급되는 가스 스트림은 공정의 다른 스트림 및/또는 프로판 압축-냉동 시스템과 같은 외부의 냉동원과의 열교환에 의해 냉각된다. 가스가 냉각되면, 액체가 응축되어 원하는 C2+ 성분을 일부 함유하는 고압 액체로서 하나 이상의 분리기(separator)에 포집될 수 있다. 가스의 농후성(richness) 및 형성된 액체의 양에 따라, 상기 고압 액체는 저압으로 팽창되고, 분별증류될 수 있다. 액체의 팽창단계에서 일어나는 증발이 스트림의 추가적인 냉각을 가져온다. 어떠한 조건 하에서는, 팽창에 의한 온도를 더욱 낮추기 위해서 팽창 이전에 상기 고압 액체를 예비 냉각(pre-cooling)하는 것이 바람직할 수 있다. 액체와 증기의 혼합물로 구성된 상기 팽창된 스트림은, 증류[탈메탄흡수기(demethanizer) 또는 탈에탄흡수기(deethanizer)]칼럼에서 분별증류된다. 이 칼럼에서, 팽창 냉각된 스트림(스트림들)은 증류되어 탑저 액체 제품(bottom liquid product)으로써 원하는 C2 성분, C3 성분 및 중탄화수소 성분으로부터 탑정(overhead) 증기로서 잔류하는 메탄, 질소, 및 다른 휘발성 가스들을 분리하거나, 탑저 액체 제품으로써 원하는 C3 성분 및 중탄화수소 성분으로부터 탑정 증기로서 잔류하는 메탄, C2 성분, 질소, 및 다른 휘발성 가스들을 분리한다.In a typical cryogenic expansion recovery process, the gas stream supplied under pressure is cooled by heat exchange with an external refrigeration source, such as another stream of the process and / or a propane compression-freezing system. If the gas is cooled, as a high pressure liquid to the liquid it condenses part containing the desired C 2 + components may be collected in one or more separators (separator). Depending on the richness of the gas and the amount of liquid formed, the high pressure liquid can be expanded to low pressure and fractional distillation. Evaporation in the expansion phase of the liquid results in additional cooling of the stream. Under certain conditions, it may be desirable to pre-cool the high pressure liquid prior to expansion to further lower the temperature due to expansion. The expanded stream, consisting of a mixture of liquid and steam, is fractionated in a distillation (demethanizer or deethanizer) column. In this column, the expansion cooled stream (streams) is distilled off to retain methane, nitrogen, and residual as overhead vapor from the desired C 2 component, C 3 component, and heavy hydrocarbon component as a bottom liquid product. Separate other volatile gases or separate methane, C 2 component, nitrogen, and other volatile gases remaining as overhead vapors from the desired C 3 component and heavy hydrocarbon component as the bottom liquid product.
공급 가스가 완전히 응축되지 않은 경우(일반적으로는 그렇지 않지만), 부분 응축에 따라 잔류하는 증기가 두 스트림으로 분리될 수 있다. 증기의 한 부분은 작업 팽창기(work expansion machine) 또는 엔진, 또는 팽창밸브를 거쳐 스트림의 추가적 냉각에 의해 추가의 액체가 응축되는 저압측으로 이송될 수 있다. 팽창 후의 압력은 증류 칼럼이 작동되는 압력과 본질적으로 동일하다. 팽창으로부터 얻어진 결합된 증기-액체 상들은 칼럼에 공급물(feed)로 제공된다. If the feed gas has not been fully condensed (usually not), the partial vapors can separate the remaining vapor into two streams. A portion of the vapor can be conveyed to the low pressure side where additional liquid is condensed by further cooling of the stream via a work expansion machine or engine, or expansion valve. The pressure after expansion is essentially the same as the pressure at which the distillation column is operated. The combined vapor-liquid phases obtained from the expansion are provided as feed to the column.
증기의 남은 부분은 다른 공정 스트림, 예를 들면, 저온 분별증류 탑정과 함께 열교환에 의해 냉각되어 실질적으로 응축된다. 고압 액체의 일부 또는 전부는 냉각 전에 이러한 수증기 부분과 결합할 수 있다. 이렇게 생성된 냉각된 스트림은 이어서, 팽창 밸브와 같은, 적절한 팽창 장치를 통해 탈메탄흡수기가 작동되는 압력까지 팽창된다. 팽창되는 동안, 액체 부분은 증발하여, 전체 스트림의 냉각을 가져온다. 플래시(flash) 팽창된 스트림은 이어서 탈메탄흡수기에 정상 공급물(top feed)로 제공된다. 일반적으로, 팽창된 스트림의 증기 부분과 탈메탄흡수기 탑정 증기는 잔류 메탄 제품 가스로써, 분별증류탑의 상부 분리 섹션에서 혼합된다. 택일적으로, 냉각되고, 팽창된 스트림은 분리기에 공급되어, 증기 및 액체 스트림을 제공한다. 증기는 탑정과 혼합되고, 액체는 정상 칼럼 공급물(top column feed)로써 칼럼에 제공된다. The remainder of the vapor is cooled by heat exchange with other process streams, such as a cold fractionation tower, to substantially condense. Some or all of the high pressure liquid may combine with this steam portion before cooling. The cooled stream thus produced is then expanded through a suitable expansion device, such as an expansion valve, to the pressure at which the demethane absorber is operated. During expansion, the liquid portion evaporates, resulting in cooling of the entire stream. The flash expanded stream is then provided to the demethane absorber as a top feed. In general, the vapor portion of the expanded stream and the demethane absorber overhead vapor are mixed as residual methane product gas in the upper separation section of the fractionation tower. Alternatively, the cooled, expanded stream is fed to the separator to provide vapor and liquid streams. The vapor is mixed with the top and the liquid is provided to the column as a top column feed.
그러한 분리 공정의 이상적인 작동에서, 프로세스를 떠나는 잔류 가스는 공급 가스에서의 모든 메탄을 실질적으로 함유하고 필수적으로 중탄화수소 성분을 전혀 함유하지 않으며, 탈메탄흡수기를 떠나는 탑저 분획은 필수적으로 메탄이나, 휘발성 성분을 전혀 함유하지 않고, 모든 중탄화수소를 실질적으로 함유한다. 그러나, 실제로는 이러한 이상적인 상황은 종래의 탈메탄흡수기가 대부분 스트리핑 칼럼으로 작동되므로 달성되지 않는다. 따라서, 프로세스의 메탄 제품은 일반적으로 어떠한 정류단계도 거치지 않은 증기와 함께, 칼럼의 상부 분별증류단계를 떠나는 증기를 함유한다. 탑정 액체 공급은 이러한 성분들 및 C3 성분 및 C4 성분의 상응하는 평형양으로부터 유래한 중탄화수소 성분 그리고, 탈메탄흡수기의 상부 분별증류 단계를 떠나는 증기에서의 중탄화수소 성분의 상당량을 함유하기 때문에 상당한 C3 및 C4+성분의 손실이 발생한다. 이러한 바람직한 성분들의 손실은 상승하는 증기가 C3 성분, C4성분 및 중탄화수소를 증기로부터 흡수할 수 있는 상당량의 액체(환류)와 접촉하게 함으로써 상당히 감소된다.In an ideal operation of such a separation process, the residual gas leaving the process contains substantially all of the methane in the feed gas and essentially no heavy hydrocarbon components, and the bottom fraction leaving the demethane absorber is essentially methane, but volatile It contains no components at all and contains substantially all of the heavy hydrocarbons. In practice, however, this ideal situation is not achieved because conventional demethane absorbers operate mostly with stripping columns. Thus, the methane product of the process generally contains steam leaving the top fractional distillation stage of the column, along with steam that has not undergone any rectification stage. The overhead liquid feed is obtained from these components and the C 3 component and C 4 Significant loss of C 3 and C 4 + components occurs because it contains a heavy hydrocarbon component derived from the corresponding equilibrium amount of the component and a heavy hydrocarbon component in the steam leaving the upper fractional distillation stage of the demethane absorber. The loss of these preferred components is significantly reduced by bringing the rising vapors into contact with a significant amount of liquid (reflux) capable of absorbing the C 3 component, C 4 component and heavy hydrocarbons from the steam.
최근, 바람직한 탄화수소 분리 공정은 상부 흡수 섹션을 사용하여 상승하는 증기의 추가적인 정류(rectification)를 제공한다. 상부 정류 섹션에서 환류 스트림의 재료(source)는 일반적으로 가압 하에 공급된 잔류 가스의 재순환 스트림이다. 재순환 잔류 가스 스트림은 통상 냉각되어 다른 프로세스 스트림, 예를 들면 저온 분별증류 탑 탑정과 열교환에 의해 실질적으로 응축된다. 그 결과 실질적으로 응축된 스트림은 이어서, 팽창 밸브와 같은, 적당한 팽창 장치를 통해 탈메탄흡수기가 작동되는 압력까지 팽창된다. 팽창하는 동안, 액체의 일부는 통상 증발하여, 총 스트림의 냉각을 가져온다. 플래시 팽창된 스트림은 이어서 탈메탄흡수기에 정상 공급물로 제공된다. 일반적으로, 팽창된 스트림의 증기 부분 및 탈메탄흡수기의 탑정 증기는 분별증류탑의 상부 분리기 섹션에서 잔류 메탄 제품 가스로써 결합된다. 택일적으로, 냉각되고 팽창된 스트림은 분리기에 제공되어, 증기 및 액체 스트림을 제공할 수 있고, 그리하여 그 이후 증기는 탑정과 결합되고, 액체는 정상 칼럼 공급물로 칼럼에 제공된다. 이러한 유형의 전형적인 프로세스 스킴은 미국특허 제4,889,545호;제5,568,737호 및 5,881,569호 및 2002년 3월 11일에서 3월 13일, 텍사스, 달라스에서 열린 가스 가공업자 협회의 제81차 연례 회의에서 발표된 Mowrey, E. Ross의 "고압 흡수기를 이용한 천연가스로부터 액체의 효율적, 높은 회수"에 공지되어 있다. 불행하게도, 이러한 프로세스들은 환류 스트림을 탈메탄흡수기로 재순환시키는 추진력을 제공하기 위해 압축기의 사용을 필요로 하며, 이러한 프로세스를 사용하는데 자본 비용 및 설비의 작동 비용 모두를 추가한다. Recently, preferred hydrocarbon separation processes provide additional rectification of the rising vapor using the upper absorption section. The source of the reflux stream in the upper rectifying section is generally a recycle stream of residual gas supplied under pressure. The recycle residual gas stream is typically cooled to substantially condense by heat exchange with other process streams, for example, a cold fractionation tower column. As a result, the substantially condensed stream is then expanded through a suitable expansion device, such as an expansion valve, to the pressure at which the demethane absorber is operated. During expansion, some of the liquid usually evaporates, resulting in cooling of the total stream. The flash expanded stream is then provided to the demethane absorber as a normal feed. In general, the steam portion of the expanded stream and the overhead steam of the demethane absorber are combined as residual methane product gas in the upper separator section of the fractionation tower. Alternatively, the cooled and expanded stream can be provided to a separator to provide a vapor and liquid stream, whereby the vapor is then combined with the column top and the liquid is provided to the column as a top column feed. A typical process scheme of this type is disclosed in U.S. Pat.Nos. 4,889,545; 5,568,737 and 5,881,569, and at the 81st Annual Meeting of the Association of Gas Processors, March 11 to March 13, 2002 in Dallas, Texas. Mowrey, E. Ross, is known in "Efficient, High Recovery of Liquids from Natural Gas Using High Pressure Absorbers." Unfortunately, these processes require the use of a compressor to provide the driving force to recycle the reflux stream back to the methane absorber, which adds both capital costs and operating costs of the plant.
도 1 및 도 2는 미국특허 제4,278,457호에 따른 선행 기술의 천연가스 처리 플랜트의 공정도이고,1 and 2 are process diagrams of a prior art natural gas treatment plant according to US Pat. No. 4,278,457,
도 3 및 도 4는 본 발명에 따른 천연가스 처리 플랜트의 공정도이고,3 and 4 is a process diagram of the natural gas treatment plant according to the present invention,
도 5는 본 발명을 천연가스 스트림에 적용하는 다른 수단을 예시하는 공정도이고,5 is a process diagram illustrating another means of applying the invention to a natural gas stream,
도 6은 본 발명을 천연가스 스트림에 적용하는 다른 수단을 예시하는 공정도이며, 6 is a process diagram illustrating another means of applying the invention to a natural gas stream,
도 7은 본 발명을 천연가스 스트림에 적용하는 다른 수단을 예시하는 공정도이다.7 is a process diagram illustrating another means of applying the invention to a natural gas stream.
본 발명은 또한 상부 정류 섹션(또는 일부 실시태양에서 분리 정류 칼럼)을 채택한다. 그러나, 이러한 정류 섹션용 환류 시스템은 탑의 하부에서 상승하는 증기의 측면 배출을 이용하여 제공된다. 탑 하부 증기에서 상대적으로 고농도의 C2 성분 때문에, 상당량의 액체가 이러한 측면 배출 스트림에서 그 압력을 저하시키지 않고, 종종 상부 정류 섹션을 떠나는 저온 증기에서 이용가능한 냉동만을 이용하여 응축될 수 있다. 이러한 응축된 액체, 즉 주로 액체 메탄 및 에탄은, 이어서 상부 정류 섹션을 통해 상승하는 증기로부터 C3성분, C4성분 및 중탄화수소 성분을 흡수하고, 따라서 탈메탄흡수기로부터 탑저 액체 제품에서 이러한 유용한 성분들을 획득하는데 이용될 수 있다.The present invention also employs an upper rectifying section (or separate rectifying column in some embodiments). However, a reflux system for this rectifying section is provided using lateral exhaust of vapor rising from the bottom of the tower. Because of the relatively high concentration of C 2 components in the bottom of the tower steam, a significant amount of liquid can be condensed using only the refrigeration available in cold steam, often leaving the upper rectification section, without lowering its pressure in this side discharge stream. This condensed liquid, ie mainly liquid methane and ethane, then absorbs the C 3 component, C 4 component and bihydrocarbon component from the vapor rising through the upper rectifying section, and thus these useful components in the bottom liquid product from the demethane absorber. Can be used to obtain them.
지금까지는, 본 양수인의 미국 특허 제5,799,507호에서 도시된 바와 같이, 그러한 측면 배출 특징이 C3+ 회수 시스템에서 채택되었다. 미국 특허 제5,799,507호의 프로세스 및 장치들은, 그러나, 높은 에탄 회수에 부적합하다. 놀랍게도, 본 출원인은 본 양수인의 미국 특허 제5,799,507호 발명의 측면 배출 특징을 본 양수인의 미국 특허 제4,278,457호의 증기 공급의 분리 발명과 결합함으로써, C2 성분 회수 수준이나 시스템 효율의 희생 없이 C3+ 회수가 향상될 수 있다는 것을 발견하였다.So far, as illustrated in U.S. Patent No. 5,799,507 of the present assignee, has been adopted in such a side draw feature is C 3 + recovery systems. The processes and apparatus of US Pat. No. 5,799,507, however, are unsuitable for high ethane recovery. Surprisingly, the applicant has the assignee of U.S. Patent No. By combining the side draw feature of 5,799,507 number invention and separate aspect of the present assignee's U.S. Patent No. 4,278,457 favors steam supply, without the sacrifice of the C 2 component recovery levels or system efficiency C 3 + It has been found that recovery can be improved.
본 발명에 따르면, 탈메탄흡수기에 대한 환류 스트림의 압축에 대한 요구 없이 C2 성분 회수에서의 손실 없이 99퍼센트 이상의 C3 및 C4+ 회수가 가능하다는 것을 발견하였다. 본 발명은 C2 성분의 회수를 높은 값으로부터 낮은 값까지 조절하면서, C3 및 C4+ 성분의 99 퍼센트 이상의 회수를 유지할 수 있는 추가적인 이점을 제공한다. 또한, 본 발명은 본질적으로 선행 기술과 비교하여 감소된 에너지 요구량으로 동일한 회수 수준을 유지하면서 C2 성분 및 무거운 성분들로부터 메탄 및 가벼운 성분들의 100 퍼센트 분리를 가능케 한다. 본 발명은, 비록 더 낮은 압력 및 더 높은 온도에서 적용가능한 것이지만, -50℉[-46℃] 또는 더 저온의 NGL 회수 칼럼 탑정 온도를 요구하는 조건 하에서 처리 공급 가스가 400 내지 1500psia[2,758 내지 10,342kPa(a)] 또는 그 이상의 범위 내에 있을 때 특히 유익한 것이다.According to the present invention, it has been found that more than 99 percent of C 3 and C 4 + recovery is possible without loss in C 2 component recovery without the need for compression of the reflux stream to the demethane absorber. The present invention provides the additional advantage of maintaining over 99 percent recovery of the C 3 and C 4 + components while adjusting the recovery of the C 2 component from a high value to a low value. In addition, the present invention allows 100 percent separation of methane and light components from C 2 and heavy components while maintaining essentially the same recovery level with reduced energy requirements compared to the prior art. Although the present invention is applicable at lower pressures and higher temperatures, 400 to 1500 psia [2,758 to 10,342] treated feed gases under conditions requiring -50 ° F [-46 ° C] or lower temperature NGL recovery column top temperatures. kPa (a)] or higher.
상기의 도면들에 대한 이하의 설명에서, 대표적인 공정 조건에 대하여 계산된 유량을 요약한 표들이 제공된다. 여기에 제시되는 표들에서, 유량에 대한 값들(시간당 몰)은 편의상 가장 가까운 정수로 반올림되었다. 표에 나타낸 총 유량은 탄화수소가 아닌 모든 성분을 포함하며, 그러므로 일반적으로 탄화수소 성분의 스트림 유량의 합계보다 크다. 나타낸 온도는 가장 가까운 정수값으로 반올림한 근사치이다. 또한 도면에 나타낸 공정을 비교할 목적으로 수행된 프로세스 설계 계산은 주변으로부터 공정으로(또는 공정으로부터 주변으로) 열 누설이 없다는 가정에 기초한다는 것을 알아야 한다. 시판중인 절연재의 품질이 이것을 매우 합리적 가정으로 만들어주며 또한 당업자에 의해 일반적으로 이루어지는 것으로 만들어 준다.In the following description of the figures, tables are provided summarizing the flow rates calculated for representative process conditions. In the tables presented here, the values for the flow rate (moles per hour) are rounded to the nearest integer for convenience. The total flow rates shown in the table include all components that are not hydrocarbons and are therefore generally greater than the sum of the stream flow rates of the hydrocarbon components. The temperature shown is an approximation rounded up to the nearest integer. It should also be noted that the process design calculations performed for the purpose of comparing the processes shown in the figures are based on the assumption that there is no heat leakage from the environment to the process (or from the process to the environment). The quality of commercially available insulators makes this a very reasonable assumption and also what is generally made by those skilled in the art.
편의상, 프로세스 파라미터들은 전통적인 영국 단위계 및 국제 단위계 양자 로 기록한다. 표에 주어진 몰 유량은 시간당 파운드 몰 또는 시간당 킬로그램 몰로써 해석될 수 있다. 마력(HP) 및/또는 시간당 수천 영국 열역학 단위(MBTU/Hr)로 기록된 에너지 소비는 시간당 파운드 몰로 언급된 몰 유량과 상응한다. 킬로와트(kW)로 기록된 에너지 소비는 시간당 킬로그램 몰의 전술한 몰 유량과 상응한다. For convenience, process parameters are recorded in both traditional British and international units. The molar flow rates given in the table can be interpreted as pound moles per hour or kilogram moles per hour. The energy consumptions reported in horsepower (HP) and / or thousands of British thermodynamic units (MBTU / Hr) per hour correspond to the molar flow rates stated in pound moles per hour. The energy consumption, reported in kilowatts (kW), corresponds to the molar flow rate described above in kilogram moles per hour.
종래기술의 설명Description of the Prior Art
도 1은 미국 특허 4,278,457호에 따른 선행 기술을 이용하여 천연 가스로부터 C2+ 성분들을 회수하는 공정 플랜트의 설계를 보여주는 프로세스 공정도이다. 이러한 공정의 시뮬레이션에서, 유입가스가 스트림(31)으로서 85℉[29℃]의 온도와 970psia[6,688kPa(a)]의 압력 하에 플랜트로 들어간다. 유입가스가 제품 스트림을 규격에 부합하지 않게 저해하는 황화합물의 농도를 함유할 경우, 공급가스의 적절한 전처리(도시되지 않음)에 의해 황화합물이 제거된다. 또한, 공급 스트림은 극저온 조건하에서 수화물(얼음)의 형성을 방지하기 위해 통상적으로 탈수처리된다. 이러한 목적으로 고체 건조제가 일반적으로 사용되어 왔다.1 is a process flow diagram by using the prior art according to U.S. Patent No. 4,278,457 shows a design of a process plant for recovery of C 2 + components from natural gas. In the simulation of this process, the inlet gas enters the plant as stream 31 at a temperature of 85 ° F. [29 ° C.] and a pressure of 970 psia [6,688 kPa (a)]. If the inlet gas contains a concentration of sulfur compounds which inhibits the product stream from being in compliance, the sulfur compounds are removed by appropriate pretreatment of the feed gas (not shown). In addition, the feed stream is typically dehydrated to prevent the formation of hydrates (ice) under cryogenic conditions. Solid desiccants have generally been used for this purpose.
공급 스트림(31)은 열교환기(10)에서 -6℉[-21℃]인 저온 잔류 가스(스트림 38b), 30℉[-1℃]인 탈메탄흡수기 하부 재비등 액체(스트림 40) 및 프로판 냉동제(propane refrigerant)와 열교환에 의해 냉각된다. 모든 경우에서, 교환기(10)는 각각의 열교환기의 다수 또는 단일의 멀티 패스(multi-pass) 열교환기 또는 그들의 결합을 대표한 것임을 알아야 한다. (지적된 냉각 공정을 위해 하나의 열교환기 이상을 사용할 것인가 여부에 대한 결정은 유입가스 유량, 열교환기 사이즈, 스트림 온도 등을 포함하고, 여기에 한정되지 않은 여러 가지 요인들의 수에 의해 좌우된다). 냉각된 스트림(31a)은 0℉[-18℃]의 온도 및 955psia[6,584kPa(a)]의 압력으로 분리기(11)로 들어가고, 여기에서 증기(스트림 32)가 응축액(스트림 33)으로부터 분리된다. 분리기 액체(스트림 33)는 팽창밸브(12)에 의해 분별증류탑(20)의 작동 압력(대략 445psia[3,068kPa(a)]까지 팽창되고, 분별증류탑(20)의 하부 칼럼 공급점(lower mid-column feed point)에 공급되기 전에, 스트림 33a를 -27℉[-33℃]의 온도로 냉각한다. Feed stream 31 contains cold residual gas (stream 38b) at -6 ° F. [-21 ° C.], de-methane absorber bottom reboiling liquid (stream 40) at 30 ° F. [-1 ° C.] and propane in heat exchanger 10. Cooled by heat exchange with propane refrigerant. In all cases, it should be noted that the exchanger 10 represents a plurality or single multi-pass heat exchanger or combination thereof of each heat exchanger. (The decision on whether to use more than one heat exchanger for the indicated cooling process depends on a number of factors including, but not limited to, inlet gas flow rate, heat exchanger size, stream temperature, etc.) . Cooled stream 31a enters separator 11 at a temperature of 0 ° F. [-18 ° C.] and a pressure of 955 psia [6,584 kPa (a)], where steam (stream 32) separates from condensate (stream 33). do. The separator liquid (stream 33) is expanded by the expansion valve 12 to the working pressure of the fractionation tower 20 (approximately 445 psia [3,068 kPa (a)) and the lower column mid-point of the fractionation tower 20 Before feeding to the column feed point, stream 33a is cooled to a temperature of -27 ° F [-33 ° C].
분리기 증기(스트림 32)는 열교환기(13)에서 -34℉[-37℃]의 차가운 잔류 가스(스트림 38a) 및 -38℉[-39℃]의 탈메탄흡수기 상부 재비등 액체와 열교환에 의해 다시 냉각된다. 냉각된 스트림 32a는 -27℉[-33℃]의 온도 및 950psia[6,550kPa(a)]의 압력으로 분리기 14로 들어가고, 여기에서 증기(스트림 34)가 응축액(스트림 37)으로부터 분리된다. 분리기 액체(스트림 37)는 팽창 밸브 19에 의해 탑 작동 압력까지 팽창되고, 분별증류탑 20의 두번째 하부 중간 칼럼 공급점에 공급되기 전에, 스트림 37a를 -61℉[-52℃]의 온도로 냉각한다. Separator steam (stream 32) is exchanged by heat exchange with cold residual gas (stream 38a) of -34 ° F [-37 ° C] and -38 ° F [-39 ° C] top boiling liquid in heat exchanger (13). It is cooled again. Cooled stream 32a enters separator 14 at a temperature of -27 ° F. [-33 ° C.] and a pressure of 950 psia [6,550 kPa (a)], where steam (stream 34) is separated from condensate (stream 37). Separator liquid (stream 37) is expanded to tower operating pressure by expansion valve 19 and cools stream 37a to a temperature of -61 ° F. [-52 ° C.] before being fed to the second lower middle column feed point of fractionation tower 20. .
분리기 14에서 나온 상기 증기(스트림 34)는 두개의 스트림 35 및 36으로 분리된다. 총 증기 약 38%를 함유한 스트림 35는, 열 교환 관계에 있는 -124℉[-87℃]의 차가운 잔류 가스(스트림 38)와 함께 열교환기 15를 통과하며, 그 곳에서 냉각되어 실질적으로 응축한다. 그 결과 실질적으로 응축된 -119℉[-84℃]의 스트림 35a는 그 후 팽창 밸브 16을 통해 분별증류탑 20의 작동 압력까지 플래시 팽창한다. 팽창하는 동안, 스트림의 일부분은 증발하여, 총 스트림의 냉각을 가져온다. 도 1에 도시된 프로세스에서, 팽창 밸브 16을 떠나는 팽창된 스트림 35b는 -130℉[-90℃]의 온도에 달하고, 분별증류탑 20의 상부에 있는 분리 섹션 20a에 공급된다. 그곳에서 분리된 액체는 탈메탄흡수 섹션 20b에 정상 공급물(top feed)이 된다. The vapor from stream 14 (stream 34) is separated into two streams 35 and 36. Stream 35, containing approximately 38% of the total steam, passes through heat exchanger 15 with cold residual gas (stream 38) of -124 ° F. [-87 ° C.] in a heat exchange relationship, where it is cooled and substantially condensed. do. As a result, substantially condensed stream 35a at −119 ° F. [−84 ° C.] is then flash expanded through expansion valve 16 to the working pressure of fractionation tower 20. During expansion, a portion of the stream evaporates, resulting in cooling of the total stream. In the process shown in FIG. 1, expanded stream 35b leaving expansion valve 16 reaches a temperature of -130 ° F. [-90 ° C.] and is supplied to separation section 20a at the top of fractionation tower 20. The liquid separated there is a top feed to the methane absorption section 20b.
분리기 14에서 나온 상기 증기의 나머지 62%(스트림 36)는 기계적 에너지가 이러한 고압 공급부로부터 추출되는 작업 팽창기(work expansion machine) 17로 들어간다. 상기 팽창기 17은 탑 작동 압력까지 대체로 등엔트로피(isentropy) 방식으로 증기를 팽창시키고, 이때의 작업 팽창으로 상기 팽창된 스트림 36a를 약 -83℉[-64℃]의 온도로 냉각시킨다. 일반적인 상업적으로 이용가능한 팽창기는 이상적인 등엔트로피 확장에서 이론적으로 가능한 일의 80-85% 수준의 회수능력이 있다. 회수된 일은 종종, 예를 들면 잔류 가스(스트림 38c)를 재-압축하는데 사용할 수 있는 원심력 압축기(18과 같은)를 구동하는데 사용된다. 부분적으로 응축된 팽창 스트림 36a는 그 후에 분별증류탑 20의 상부 중간 칼럼 공급점에 공급물로 공급된다. The remaining 62% (stream 36) of the steam from separator 14 enters a work expansion machine 17 from which mechanical energy is extracted from this high pressure supply. The expander 17 expands the vapor generally in an isentropy manner up to the tower operating pressure, and the working expansion at this time cools the expanded stream 36a to a temperature of about −83 ° F. [−64 ° C.]. Common commercially available expanders have 80-85% recoverability of the theoretically possible work in ideal isotropic expansion. Recovered work is often used to drive centrifugal compressors (such as 18) that can be used, for example, to re-compress residual gas (stream 38c). The partially condensed expansion stream 36a is then fed as feed to the upper middle column feed point of the fractionation tower 20.
탑 20에서 탈메탄흡수기는 복수의 수직으로 배열된 트레이(tray), 하나 또는 그 이상의 충전층(packed bed), 또는 트레이와 패킹의 조합을 구비하는 종래의 증류 칼럼이다. 천연가스 처리 플랜트에서 종종 그러하듯이, 분별증류탑은 두 섹션으로 구성될 수 있다. 상부 섹션 20a는 부분적으로 증기화된 정상 공급물이 각각의 증기 및 액체 부분으로 나누어지는 분리기이고, 여기서 하부 증류 또는 탈메탄흡수 섹션(20b)으로부터 상승하는 증기가 탑정 공급물의 증기부분(존재할 경우)과 혼합하여 탑의 정상에 존재하는 -124℉[-87℃]인 차가운 탈메탄흡수기 탑정 증기(스트림 38)를 형성한다. 하부의, 탈메탄흡수 섹션(20b)은 트레이 및/또는 패킹을 구비하고 하강하는 액체와 상승하는 증기 사이에 필요한 접촉을 제공한다. 탈메탄흡수 섹션(20b)은 또한 칼럼을 하강하는 액체부분을 가열하고 증발시켜 칼럼을 상향하여 흘러 액체 제품, 스트림 41인 메탄 및 가벼운 성분을 스트리핑하는 스트리핑 증기(stripping vapor)를 제공하기 위한 리보일러(reboiler)(리보일러 21 및 전술한 측면 리보일러)를 포함한다. The demethane absorber in tower 20 is a conventional distillation column having a plurality of vertically arranged trays, one or more packed beds, or a combination of trays and packings. As is often the case in natural gas treatment plants, a fractionation tower can consist of two sections. Upper section 20a is a separator in which the partially vaporized top feed is divided into respective vapor and liquid portions, where steam rising from the bottom distillation or ethanol absorption section 20b is the vapor portion of the overhead feed (if present). To form a cold de-methane absorber overhead vapor (stream 38) at -124 ° F [-87 ° C] present at the top of the tower. The bottom, demethane absorption section 20b has a tray and / or packing and provides the necessary contact between the descending liquid and the rising vapor. The demethane absorption section 20b also heats and evaporates the liquid portion descending the column to flow up the column to provide a reboiler for stripping vapor of the liquid product, stream 41, and the light components. reboiler (reboiler 21 and the aforementioned side reboiler).
액체 제품 스트림 41은 탑의 하부에 113℉[45℃]의 온도로, 탑저 제품에서 메탄 대 에탄의 몰 비율이 0.025:1인 일반적인 규격에 근거해서 존재한다. 잔류 가스(탈메탄흡수기 탑정 증기 스트림 38)는 -34℉[-37℃](스트림 38a)로 가열되는 열교환기 15, -6℉[-21℃](스트림 38b)로 가열되는 열교환기 13 및 80℉[27℃](스트림 38c)로 가열되는 열교환기 10에서 들어오는 공급 가스와 반대방향으로 통과한다. 잔류 가스는 이어서 두 단계로 재-압축된다. 첫 번째 단계는 팽창기(expansion machine) 17에 의해 구동되는 압축기 18이다. 두 번째 단계는 잔류가스(스트림 38d)를 판매라인 압력으로 압축하는 보충 동력원에 의해 구동되는 압축기 25이다. 배출냉각기(discharge cooler) 26에서 120℉[49℃]로 냉각한 후, 잔류가스 제품(스트림 38f)은 라인 요구조건에 부합하기에 충분한(일반적으로 유입 압력의 단위로) 1015psia[6,998kPa(a)]의 압력으로 판매가스 파이프라인으로 흐른다. Liquid product stream 41 is present at the bottom of the tower at a temperature of 113 ° F. [45 ° C.], based on a general specification of 0.025: 1 molar ratio of methane to ethane in the bottom product. Residual gas (demethane absorber overhead vapor stream 38) is heat exchanger 15 heated to -34 ° F [-37 ° C] (stream 38a), heat exchanger 13 heated to -6 ° F [-21 ° C] (stream 38b) and It passes in the opposite direction from the feed gas entering heat exchanger 10 which is heated to 80 ° F. [27 ° C.] (stream 38c). The residual gas is then recompressed in two stages. The first stage is a compressor 18 driven by an expansion machine 17. The second stage is compressor 25 driven by a supplemental power source that compresses residual gas (stream 38d) to line pressure. After cooling from the discharge cooler 26 to 120 ° F [49 ° C], the residual gas product (stream 38f) is 1015psia [typically in units of inlet pressure) sufficient to meet the line requirements (6,998 kPa (a). Pressure flows into the sales gas pipeline.
도 1에 예시된 프로세스에 대한 스트림 유량 및 에너지 소비량의 요약을 다음의 표에 제시한다.A summary of stream flow rates and energy consumption for the process illustrated in FIG. 1 is presented in the following table.
표 1Table 1
(도 1)(Figure 1)
스트림 유량 개요- Lb. Moles/Hr[kg Moles/Hr]Stream Flow Rate Overview- Lb. Moles / Hr [kg Moles / Hr]
회수율Recovery rate
에탄 84.21%Ethane 84.21%
프로판 98.58%Propane 98.58%
부탄+ 99.88%Butane + 99.88%
마력horsepower
잔류 가스 압축 23,628 HP [38,844 kW]Residual Gas Compression 23,628 HP [38,844 kW]
유틸리티 냉각Utility cooling
프로판 냉동 효율 37,455 MBTU/H [ 24,194 kW]Propane Refrigeration Efficiency 37,455 MBTU / H [24,194 kW]
*(반올림하지 않은 유량 기준)* (Based on unrounded flow)
도 2는 도 1에서의 공정 플랜트의 설계가 저급 C2 성분의 회수 수준으로 작동되는데 적용할 수 있는 일례를 보여주는 공정도이다. 이것은 공정 플랜트에서 회수된 C2 성분이 제한된 용량을 가진 하류 부분의 화학 플랜트에 기여할 때 일반적인 요건이다. 도 2의 공정은 도 1에서 전술한 바와 동일한 공급 가스 조성 및 조건들이 적용된다. 그러나, 도 2에서의 공정의 시뮬레이션에서, 공정 작동 조건들은 C2 성분의 회수를 약 50%까지 줄이도록 조절되었다.FIG. 2 is a process diagram showing an example that may be applied to the design of the process plant in FIG. 1 to operate at a recovery level of lower C 2 components. This is a general requirement when the C 2 component recovered from the process plant contributes to the downstream plant with limited capacity. The process of FIG. 2 applies the same feed gas composition and conditions as described above in FIG. 1. However, in the simulation of the process in FIG. 2, the process operating conditions were adjusted to reduce the recovery of C 2 components by about 50%.
도 2 공정의 시뮬레이션에서, 공정 플랜트에 대한 유입 가스 냉각, 분리 및 팽창 스킴은 도 1에서 사용되었던 것들과 거의 흡사하다. 중요한 차이점은 플래시 팽창된 분리기 액체 스트림(스트림 33a 및 37a)이 도 1에서 본 것과 같은 분별증류탑 20으로부터의 측면 리보일러 액체를 사용한 대신 공급가스의 냉각을 제공하기 위해 사용되었다는 점이다. 탑저 액체(스트림 41)에서 C2 성분의 낮은 회수 때문에, 분별증류탑 20에서의 온도는 더 높고, 이는 탑 액체가 공급 가스와 효율적인 열 교환을 하기에는 너무 고온이다.In the simulation of the FIG. 2 process, the inlet gas cooling, separation and expansion scheme for the process plant is almost similar to those used in FIG. 1. An important difference is that flash expanded separator liquid streams (streams 33a and 37a) were used to provide cooling of the feed gas instead of using the side reboiler liquid from fractionation tower 20 as seen in FIG. Because of the low recovery of the C 2 component in the bottom liquid (stream 41), the temperature in the fractionation tower 20 is higher, which is too hot for the top liquid to efficiently heat exchange with the feed gas.
공급 스트림 31은 열 교환기 10에서 -7℉[-21℃]의 저온 잔류 가스(스트림 38b), 플래시 팽창된 액체(스트림 33a) 및 프로판 냉각제와 열교환을 함으로써 냉각된다. 냉각된 스트림 31a는 0℉[-18℃] 온도 및 955psia[6,584kPAa(a)] 압력에서 증기(스트림 32)가 응축된 액체(스트림 33)로부터 분리되는 분리기 11에 들어간다. 분리기 액체(스트림 33)는 팽창 밸브 12에 의해 분별증류탑 20의 작동 압력(대략 444psia[3,061kPAa(a)])보다 약간 높게 팽창되어, 열교환기 10에 들어가기 전에 스트림 33a를 -27℉[-33℃]로 냉각시키고, 전술한 바와 같이 유입하는 공급 가스의 냉각을 제공하도록 가열된다. 팽창된 액체 스트림은 75℉[24℃]로 가열되고, 분별증류탑 20의 하부 중간 칼럼 공급점에 공급되기 전에 스트림 33b를 부분적으로 증발시킨다. Feed stream 31 is cooled in heat exchanger 10 by heat exchange with cold residual gas (stream 38b), flash expanded liquid (stream 33a) and propane coolant at -7 ° F [-21 ° C]. The cooled stream 31a enters separator 11 where steam (stream 32) is separated from the condensed liquid (stream 33) at 0 ° F. [-18 ° C.] temperature and 955 psia [6,584 kPAa (a)] pressure. Separator liquid (stream 33) is expanded slightly above the working pressure of the fractionation tower 20 (approximately 444 psia [3,061 kPAa (a)]) by expansion valve 12 to allow stream 33a to -27 ° F [-33] before entering heat exchanger 10. ° C] and heated to provide cooling of the incoming feed gas as described above. The expanded liquid stream is heated to 75 ° F. [24 ° C.] and partially evaporates stream 33b before being fed to the lower middle column feed point of the fractionation tower 20.
분리기 증기(스트림 32)는 열교환기(13)에서 -30℉[-34℃]의 저온 잔류 가스(스트림 38a) 및 플래시 팽창된 액체(스트림 37a)와 열교환에 의해 다시 냉각된다. 냉각된 스트림 32a는 -14℉[-25℃]의 온도 및 950psia[6,550kPAa(a)]의 압력에서 증기(스트림 34)가 응축된 액체(스트림 37)로부터 분리되는 분리기 14에 들어간다. Separator vapor (stream 32) is cooled again by heat exchange with a low temperature residual gas (stream 38a) and flash expanded liquid (stream 37a) at -30 ° F [-34 ° C] in heat exchanger 13. Cooled stream 32a enters separator 14 where steam (stream 34) is separated from the condensed liquid (stream 37) at a temperature of −14 ° F. [-25 ° C.] and a pressure of 950 psia [6,550 kPAa (a)].
분리기 액체(스트림 37)는 팽창 밸브 19에 의해 분별증류탑 20의 작동 압력 보다 약간 높게 팽창되어, 열교환기 13에 들어가기 전에 스트림 37a를 -44℉[-42℃]로 냉각시키고, 전술한 바와 같이 스트림 32의 냉각을 제공하도록 가열된다. 팽창된 액체 스트림은 -5℉[-21℃]로 가열되고, 분별증류탑 20의 두 번째 하부 중간 칼럼 공급점에 공급되기 전에 스트림 37b를 부분적으로 증발시킨다. Separator liquid (stream 37) is expanded slightly above the working pressure of the fractionation tower 20 by expansion valve 19 to cool stream 37a to -44 ° F [-42 ° C] before entering heat exchanger 13 and stream as described above. Heated to provide 32 cooling. The expanded liquid stream is heated to −5 ° F. [−21 ° C.] and partially evaporates stream 37b before being fed to the second lower middle column feed point of the fractionation tower 20.
분리기 14로부터의 증기(스트림 34)는 두 개의 스트림, 35 및 36으로 분리된다. 총 증기의 약 32%를 함유한, 스트림 35는 열 교환 관계에 있는 -101℉[-74℃]의 저온 잔류 가스(스트림 38)와 함께 열교환기 15를 통과하며, 그 곳에서 냉각되어 실질적으로 응축한다. 그 결과 실질적으로 응축된 -96℉[-71℃]의 스트림 35a는 그 후 팽창 밸브 16을 통해 분별증류탑 20의 작동 압력까지 플래시 팽창한다. 팽창하는 동안, 스트림의 일부분은 증발하여, 총 스트림의 냉각을 가져온다. 도 2에 도시된 프로세스에서, 팽창 밸브 16을 떠나는 팽창된 스트림 35b는 -127℉[-88℃]의 온도에 달하고, 분별증류탑 20에 정상 공급물로 공급된다. The vapor from stream 14 (stream 34) is separated into two streams, 35 and 36. Stream 35, containing about 32% of the total steam, passes through heat exchanger 15 with a cold residual gas (stream 38) of -101 [deg.] F. [-74 [deg.] C.) in a heat exchange relationship where it is cooled and substantially To condense. As a result, substantially condensed stream 35a of -96 ° F. [-71 ° C.] is then flash expanded through expansion valve 16 to the working pressure of fractionation tower 20. During expansion, a portion of the stream evaporates, resulting in cooling of the total stream. In the process shown in FIG. 2, expanded stream 35b leaving expansion valve 16 reaches a temperature of −127 ° F. [−88 ° C.] and is fed to the fractionation tower 20 as a top feed.
분리기 14에서 나온 상기 증기의 나머지 68%(스트림 36)는 기계적 에너지가 이러한 고압 공급부로부터 추출되는 작업 팽창기(work expansion machine) 17로 들어간다. 상기 팽창기 17은 탑 작동 압력까지 대체로 등엔트로피(isentropy) 방식으로 증기를 팽창시키고, 이때의 작업 팽창으로 상기 팽창된 스트림 36a를 약 -70℉[-57℃]의 온도로 냉각시킨다. 부분적으로 응축된 팽창 스트림 36a는 그 후에 분별증류탑 20의 상부 중간 칼럼 공급점에 공급물로 제공된다. The remaining 68% (stream 36) of the steam from separator 14 enters a work expansion machine 17 from which mechanical energy is extracted from this high pressure supply. The expander 17 expands the vapor in a generally isentropy manner up to the tower operating pressure, and the working expansion at this time cools the expanded stream 36a to a temperature of about −70 ° F. [−57 ° C.]. The partially condensed expansion stream 36a is then provided as feed to the upper middle column feed point of the fractionation tower 20.
액체 제품 스트림 41은 탑저에 140℉[60℃]의 온도에서 존재한다. 잔류 가스(탈메탄흡수기 탑정 증기 스트림 38)는 -30℉[-34℃](스트림 38a)로 가열되는 열교환기 15, -7℉[-21℃](스트림 38b)로 가열되는 열교환기 13 및 80℉[27℃](스트림 38c)로 가열되는 열교환기 10에서 들어오는 공급 가스와 반대방향으로 통과한다. 잔류 가스는 이어서 두 단계, 팽창기(expansion machine) 17에 의해 구동되는 압축기 18 및 보충 동력원에 의해 구동되는 압축기 25에서 재-압축된다. 스트림 38e가 배출냉각기(discharge cooler) 26에서 120℉[49℃]로 냉각한 후, 잔류가스 제품(스트림 38f)은 1015psia[6,998kPa(a)]의 압력으로 판매가스 파이프라인으로 흐른다. Liquid product stream 41 is present at the bottom at a temperature of 140 ° F. [60 ° C.]. Residual gas (talmethane absorber overhead vapor stream 38) is heat exchanger 15 heated to -30 ° F [-34 ° C] (stream 38a), heat exchanger 13 heated to -7 ° F [-21 ° C] (stream 38b) and It passes in the opposite direction from the feed gas entering heat exchanger 10 which is heated to 80 ° F. [27 ° C.] (stream 38c). The residual gas is then recompressed in two stages, compressor 18 driven by expansion machine 17 and compressor 25 driven by supplemental power source. After stream 38e cools down to 120 ° F. [49 ° C.] in a discharge cooler 26, the residual gas product (stream 38f) flows to the sales gas pipeline at a pressure of 1015 psia [6,998 kPa (a)].
도 2에 예시된 프로세스에 대한 스트림 유량 및 에너지 소비량의 요약을 다음의 표에 제시한다.A summary of stream flow rate and energy consumption for the process illustrated in FIG. 2 is presented in the following table.
표 2TABLE 2
(도 2)(Figure 2)
스트림 유량 개요- Lb. Moles/Hr[kg Moles/Hr]Stream Flow Rate Overview- Lb. Moles / Hr [kg Moles / Hr]
회수율Recovery rate
에탄 50.89%Ethane 50.89%
프로판 96.51%Propane 96.51%
부탄+ 99.68%Butane + 99.68%
마력horsepower
잔류 가스 압축 23,773 HP [39,082 kW]Residual Gas Compression 23,773 HP [39,082 kW]
유틸리티 냉각Utility cooling
프로판 냉동 효율 29,436 MBTU/H [19,014 kW]Propane Refrigeration Efficiency 29,436 MBTU / H [19,014 kW]
*(반올림하지 않은 유량 기준)* (Based on unrounded flow)
본 발명의 설명Description of the invention
실시예Example 1 One
도 3은 본 발명에 따른 프로세스의 공정도이다. 공급 가스의 조성 및 도 3에 제시된 프로세스에서 고려되는 조건들은 도 1에서와 동일하다. 따라서, 본 발명의 장점을 예시하기 위해 도 3의 프로세스는 도 1의 프로세스와 비교될 수 있다. 3 is a process diagram of a process according to the invention. The composition of the feed gas and the conditions considered in the process shown in FIG. 3 are the same as in FIG. 1. Thus, the process of FIG. 3 can be compared with the process of FIG. 1 to illustrate the advantages of the present invention.
도 3 프로세스의 시뮬레이션에서, 유입 가스는 스트림 31로서 플랜트에 들어가고, 열교환기 10에서 -5℉(-20℃)인 저온 잔류가스(스트림 45b), -33℉(-0℃)인 탈메탄흡수기 하부 측면 리보일러 액체(스트림 40) 및 프로판 냉동제와 열교환 함으로써 냉각된다. 냉각된 스트림 31a는 증기(스트림 32)가 응축된 액체(스트림 33)로부터 분리되는 분리기 11에 0℉(-18℃)의 온도 및 955psia[6,584kPa(a)]의 압력으로 들어간다. 분리기 액체(스트림 33)는 팽창밸브(12)에 의해 분별증류탑(20)의 작동 압력(대략 450psia[3,103kPa(a)]까지 팽창되고, 분별증류탑 20의 하부 중간 칼럼 공급점(lower mid-column feed point)에 공급되기 전에, 스트림 33a를 -27℉[-33℃]의 온도로 냉각한다. In the simulation of the FIG. 3 process, the inlet gas enters the plant as stream 31 and is a cold residual gas (stream 45b) at -5 ° F (-20 ° C) in a heat exchanger 10, a demethane absorber at -33 ° F (-0 ° C). It is cooled by heat exchange with the lower side reboiler liquid (stream 40) and propane refrigerant. The cooled stream 31a enters a separator 11 at which steam (stream 32) is separated from the condensed liquid (stream 33) at a temperature of 0 ° F. (−18 ° C.) and a pressure of 955 psia [6,584 kPa (a)]. The separator liquid (stream 33) is expanded by the expansion valve 12 to the working pressure of the fractionation tower 20 (approximately 450 psia [3,103 kPa (a)] and the lower mid-column of the fractionation tower 20 Before feeding to the feed point, stream 33a is cooled to a temperature of -27 ° F [-33 ° C].
분리기 증기(스트림 32)는 열교환기 13에서 -36℉[-38℃]의 저온 잔류 가스(스트림 45a) 및 -38℉[-39℃]의 탈메탄흡수기 상부 재비등 액체(스트림 39)와 열교환에 의해 다시 냉각된다. 냉각된 스트림 32a는 -29℉[-34℃]의 온도 및 950psia[6,550kPa(a)]의 압력으로 분리기 14로 들어가고, 여기에서 증기(스트림 34)가 응축액(스트림 37)으로부터 분리된다. 분리기 액체(스트림 37)는 팽창 밸브 19에 의해 탑 작동 압력까지 팽창되고, 분별증류탑 20의 두번째 하부 중간 칼럼 공급점에 공급되기 전에, 스트림 37a를 -64℉[-53℃]의 온도로 냉각한다. Separator steam (stream 32) is heat exchanged with cold residual gas (stream 45a) of -36 ° F [-38 ° C] and -38 ° F [-39 ° C] top reboiling liquid (stream 39) in heat exchanger 13. Is cooled again. Cooled stream 32a enters separator 14 at a temperature of -29 ° F [-34 ° C] and a pressure of 950 psia [6,550 kPa (a)], where steam (stream 34) is separated from condensate (stream 37). Separator liquid (stream 37) is expanded to tower operating pressure by expansion valve 19 and cools stream 37a to a temperature of -64 ° F. [-53 ° C.] before being fed to the second lower middle column feed point of fractionation tower 20. .
분리기 14에서 나온 상기 증기(스트림 34)는 두개의 스트림 35 및 36으로 분리된다. 총 증기 약 37%를 함유한 스트림 35는, 열 교환 관계에 있는 -120℉[-84℃]의 저온 잔류 가스(스트림 45)와 함께 열교환기 15를 통과하며, 그 곳에서 냉각되어 실질적으로 응축한다. 그 결과 실질적으로 응축된 -115℉[-82℃]의 스트림 35a는 그 후 팽창 밸브 16을 통해 분별증류탑 20의 작동 압력까지 플래시 팽창한다. 팽창하는 동안, 스트림의 일부분은 증발하여, 총 스트림의 냉각을 가져온다. 도 3에 도시된 프로세스에서, 팽창 밸브 16을 떠나는 팽창된 스트림 35b는 -129℉[-89℃]의 온도에 달하고, 분별증류탑 20의 상부 중간 칼럼 공급점에 공급된다. The vapor from stream 14 (stream 34) is separated into two streams 35 and 36. Stream 35, containing approximately 37% of the total steam, passes through heat exchanger 15 with a cold residual gas (stream 45) of -120 [deg.] F. [-84 [deg.] C.) in a heat exchange relationship where it is cooled and substantially condensed. do. As a result, substantially condensed stream 35a at −115 ° F. [−82 ° C.] is then flash expanded through expansion valve 16 to the working pressure of fractionation tower 20. During expansion, a portion of the stream evaporates, resulting in cooling of the total stream. In the process shown in FIG. 3, expanded stream 35b leaving expansion valve 16 reaches a temperature of -129 ° F. [-89 ° C.] and is fed to the upper middle column feed point of fractionation tower 20.
분리기 14에서 나온 상기 증기의 나머지 63%(스트림 36)는 기계적 에너지가 이러한 고압 공급부로부터 추출되는 작업 팽창기(work expansion machine) 17로 들어간다. 상기 팽창기 17은 탑 작동 압력까지 대체로 등엔트로피(isentropy) 방식으로 증기를 팽창시키고, 이때의 작업 팽창으로 상기 팽창된 스트림 36a를 약 -84℉[-65℃]의 온도로 냉각시킨다. 부분적으로 응축된 팽창 스트림 36a는 그 후에 분별증류탑 20의 하부 중간 칼럼 공급점에 공급물로 제공된다. The remaining 63% (stream 36) of the steam from separator 14 enters a work expansion machine 17 from which mechanical energy is extracted from this high pressure supply. The expander 17 expands the vapor in a generally isentropy manner up to the tower operating pressure, with the working expansion cooling the expanded stream 36a to a temperature of about -84 ° F. [-65 ° C.]. The partially condensed expansion stream 36a is then provided as feed to the lower middle column feed point of the fractionation tower 20.
탑 20에서 탈메탄흡수기는 복수의 수직으로 배열된 트레이(tray), 하나 또는 그 이상의 충전층(packed bed), 또는 트레이와 패킹의 조합을 구비하는 종래의 증류 칼럼이다. 탈메탄흡수기 탑은 두 섹션으로 구성된다: 즉, 트레이 및/또는 패킹을 구비하고, 상승하는 팽창된 스트림 35b 및 36a의 증기 부분과 하강하는 저온 액체 사이에 필요한 접촉을 제공하여 에탄, 프로판 및 더 무거운 성분을 응축시키고 흡수하도록 하는 상부 흡수(정류(rectification))섹션(20a); 및 트레이 및/또는 패킹을 구비하여 하강하는 액체와 상승하는 증기 사이에 필요한 접촉을 제공하는 하부의 스트리핑 섹션 (stripping section)(20b). 탈메탄흡수 섹션(20b)은 또한 칼럼을 하강하는 액체부분을 가열하고 증발시켜 칼럼을 상향하여 흘러 액체 제품, 스트림 41인 메탄 및 가벼운 성분을 스트리핑하는 스트리핑 증기(stripping vapor)를 제공하기 위한 리보일러(reboiler)(리보일러 21 및 전술한 측면 리보일러와 같은)를 포함한다. 스트림 36a는 탈메탄흡수기 20의 흡수 섹션 20a의 하부영역에 위치하는 중간공급부에서 탈메탄흡수기 20에 들어간다. 팽창된 스트림의 액체부분은 흡수 섹션 20a으로부터 하강하는 액체와 혼합되고, 혼합된 액체는 계속 하강하여 탈메탄흡수기 20의 스트리핑 섹션 20b로 들어간다. 팽창된 스트림의 증기부분은 흡수 섹션 20a를 통해 상승하고, 저온의 하강하는 액체와 접촉하여 응축하고 에탄, 프로판 및 더 무거운 성분들을 흡수한다.The demethane absorber in tower 20 is a conventional distillation column having a plurality of vertically arranged trays, one or more packed beds, or a combination of trays and packings. The demethane absorber tower consists of two sections: a tray and / or packing, providing the necessary contact between the vapor portion of the ascending expanded streams 35b and 36a and the descending low temperature liquid to produce ethane, propane and more Top absorption (rectification) section 20a for condensing and absorbing heavy components; And a bottom stripping section 20b having a tray and / or packing to provide the necessary contact between the descending liquid and the rising vapor. The demethane absorption section 20b also heats and evaporates the liquid portion descending the column to flow up the column to provide a reboiler for stripping vapor of the liquid product, stream 41, and the light components. reboiler (such as reboiler 21 and the above-described side reboiler). Stream 36a enters demethane absorber 20 at an intermediate feed located in the lower region of absorption section 20a of demethane absorber 20. The liquid portion of the expanded stream mixes with the liquid descending from the absorption section 20a, and the mixed liquid continues to descend into the stripping section 20b of the demethane absorber 20. The vapor portion of the expanded stream rises through absorption section 20a, condenses in contact with the cold descending liquid and absorbs ethane, propane and heavier components.
증류 증기의 일부(스트림 42)는 스트리핑 섹션 20b의 상부 영역에서 배출된다. 이 스트림은 다시 -91℉(-68℃)에서 -122℉(-86℃)로 냉각되고, 탈메탄흡수기 20의 정상에 -127℉(-88℃)의 온도에서 빠져나가는 저온의 탈메탄흡수기 탑정 스트림 38과 열교환함으로써, 열 교환기 22에서 부분적으로 응축된다(스트림 42a). 저온의 탈메탄흡수기 탑정 스트림은 스트림 42의 적어도 일부분을 냉각시키고, 응축하면서 -120℉(-84℃)로 약간 승온된다(스트림 38a).A portion of the distillation vapor (stream 42) exits the upper region of stripping section 20b. This stream is again cooled from -91 ° F (-68 ° C) to -122 ° F (-86 ° C) and exits at a temperature of -127 ° F (-88 ° C) at the top of the demethane absorber 20. By heat exchange with overhead stream 38, it partially condenses in heat exchanger 22 (stream 42a). The low temperature demethane absorber overhead stream is slightly warmed to -120 ° F (-84 ° C) while cooling and condensing at least a portion of stream 42 (stream 38a).
환류 분리기(reflux separator) 23에서의 작동 압력(447psia[3,079kPa(a)]은 탈메탄흡수기 20의 작동 압력보다 약간 낮게 유지된다. 이것은 증류 증기 스트림 42가 열교환기 22를 통하여 흐르게 하는 구동력을 제공하고, 그래서 환류 분리기 23으로 들어가서 응축된 액체(스트림 44)가 응축되지 않은 증기(스트림 43)로부터 분리되도록 한다. 스트림 43은 이어서 열교환기 22로부터의 가열된 탈메탄흡수기 탑정 스트림 38a와 혼합하여 -120℉(-84℃)인 저온의 잔류가스 스트림 45를 형성한다.The operating pressure (447 psia [3,079 kPa (a)]) at the reflux separator 23 is kept slightly below the operating pressure of the demethane absorber 20. This provides the driving force for the distillation vapor stream 42 to flow through the heat exchanger 22. Then enter reflux separator 23 to allow condensed liquid (stream 44) to be separated from uncondensed vapor (stream 43), stream 43 then mixed with heated demethane absorber overhead stream 38a from heat exchanger 22- Form a low temperature residual gas stream 45 that is 120 ° F. (−84 ° C.).
환류 분리기 23으로부터 나온 액체 스트림 44는 펌프 24에 의해 탈메탄흡수기 20의 작동 압력보다 약간 높은 압력으로 송출되고, 스트림 44a는 이어서 저온의 상부 칼럼 공급(환류)으로서 탈메탄흡수기 20에 공급된다. 이 저온의 액체 환류는 탈메탄흡수기 20의 흡수 섹션 20a의 상부 정류 부분에서 상승하는 프로판 및 더 무거운 성분들을 흡수하고 응축한다. Liquid stream 44 from reflux separator 23 is sent by pump 24 to a pressure slightly above the operating pressure of demethane absorber 20, and stream 44a is then fed to demethane absorber 20 as a cold top column feed (reflux). This low temperature liquid reflux absorbs and condenses the rising propane and heavier components in the upper rectifying portion of the absorption section 20a of the demethane absorber 20.
탈메탄흡수기 20의 스트리핑 섹션 20b에서, 공급 스트림은 그들의 메탄 및 더 가벼운 성분들이 스트리핑된다. 얻어지는 액체 제품(스트림 41)은 114℉(45℃)로 탑저(20)에서 배출된다. 탑정을 형성한 증류 증기 스트림(스트림 38)은 전술한 바와 같이 증류 스트림 42을 냉각하고, 그 후 스트림 43과 혼합하여 저온 잔류 가스 스트림 45를 형성하도록 열교환기 22에서 가열된다. 잔류 가스는 전술한 바와 같이 냉각을 제공하도록 -36℉[-38℃](스트림 45a)로 가열되는 열교환기 15, -5℉[-20℃](스트림 45b)로 가열되는 열교환기 13 및 80℉[27℃](스트림 45c)로 가열되는 열교환기 10에서 들어오는 공급 가스와 반대방향으로 통과한다. 잔류 가스는 이어서 두 단계, 팽창기 17에 의해 구동되는 압축기 18 및 보충 동력원에 의해 구동되는 압축기 25에서 재-압축된다. 스트림 45e가 배출냉각기 26에서 120℉[49℃]로 냉각한 후, 잔류가스 제품(스트림 45f)은 1015psia[6,998kPa(a)]의 압력으로 판매가스 파이프라인으로 흐른다. In stripping section 20b of demethane absorber 20, the feed stream is stripped of their methane and lighter components. The resulting liquid product (stream 41) exits the bottom 20 at 114 ° F. (45 ° C.). The columnar distillation vapor stream (stream 38) is heated in heat exchanger 22 to cool the distillation stream 42 as described above and then mix with stream 43 to form a cold residual gas stream 45. The residual gas is heat exchanger 15 heated to -36 ° F [-38 ° C] (stream 45a), heat exchanger 13 and 80 heated to -5 ° F [-20 ° C] (stream 45b) to provide cooling as described above. It passes in the opposite direction from the feed gas coming from the heat exchanger 10 which is heated to F [27 ° C.] (stream 45c). The residual gas is then recompressed in two stages, compressor 18 driven by expander 17 and compressor 25 driven by supplemental power source. After stream 45e is cooled to 120 ° F. [49 ° C.] in the exhaust cooler 26, the residual gas product (stream 45f) flows to the sales gas pipeline at a pressure of 1015 psia [6,998 kPa (a)].
도 3에 예시된 프로세스에 대한 스트림 유량 및 에너지 소비량의 요약을 다음의 표에 제시한다.A summary of stream flow rates and energy consumption for the process illustrated in FIG. 3 is presented in the following table.
표 3TABLE 3
(도 3)(Figure 3)
스트림 유량 개요- Lb.Moles/Hr[kg moles/Hr]Stream Flow Rate Overview- Lb.Moles / Hr [kg moles / Hr]
회수율Recovery rate
에탄 85.08%Ethane 85.08%
프로판 99.20%Propane 99.20%
부탄+ 99.98%Butane + 99.98%
마력horsepower
잔류 가스 압축 23,630 HP [38,847 kW]Residual Gas Compression 23,630 HP [38,847 kW]
유틸리티 냉각Utility cooling
프로판 냉동 효율 37,581 MBTU/H [24,275 kW]Propane Refrigeration Efficiency 37,581 MBTU / H [24,275 kW]
*(반올림하지 않은 유량 기준)* (Based on unrounded flow)
표 1 및 표 3의 비교는, 선행 기술과 비교하여, 본 발명에 의해 에탄올 회수율이 84.21%에서 85.08%로 증가되고, 프로판 회수율이 98.58%에서 99.20%로 증가되고, 부탄+의 회수율이 99.88%에서 99.98%로 증가되었음을 보여준다. 표 1 및 표 3의 비교는 또한 수율에 있어서의 증가가 본질적으로 동일한 마력과 유틸리티 냉각을 이용하여 이루어졌다는 것을 보여준다. 본 발명에 의해 제공되는 회수율의 증가는 환류 스트림 44a에 의해 제공되는 보충적인 정류에 기인한 것이며, 환류 스트림은 잔류 가스에서 제거되는 유입 공급 가스에 함유된 프로판 및 C4+ 성분의 양을 감소시킨다. 비록 탈메탄흡수기 20의 흡수 섹션 20a에 제공되는, 팽창되고 실질적으로 응축된 공급 스트림 35b가 팽창된 공급 36a 및 스트리핑 섹션 20b로부터 상승하는 증기에 함유된 에탄, 프로판 및 중탄화수소 성분의 대량 회수를 제공하지만, 스트림 35b 그 자체가 프로판 및 중탄화수소 성분을 함유하므로, 평형 효과로 인해 모든 프로판 및 중탄화수소 성분을 획득할 수는 없다. 그러나, 본 발명의 환류 스트림 44a는 현저하게 액체 메탄 및 에탄이며, 극소량의 프로판 및 중탄화수소 성분을 함유하고, 그러므로 흡수 섹션 20a에서 상부 정류 섹션으로 환류의 소량만으로 거의 모든 프로판 및 중탄화수소 성분을 획득하는데 충분하다. 그 결과, 거의 100%의 프로판 및 실질적으로 모든 중탄화수소 성분들이 탈메탄흡수기 20의 탑저를 떠나는 액체 제품 41에 회수된다. 팽창되고 실질적으로 응축된 공급 스트림 35b에 의해 제공되는 대량 액체 회수 덕분에, 필요한 환류량(스트림 44a)은 열교환기 15에서 공급 스트림 35에 심각하게 영향을 주는 냉각 없이 저온 탈메탄흡수기 탑정 증기(스트림 38)가 냉각을 제공하여 이러한 환류를 생성할 정도로 충분히 작다.Comparison of Table 1 and Table 3 shows that compared to the prior art, ethanol recovery from 84.21% to 85.08%, propane recovery from 98.58% to 99.20% and 99.88% recovery of butane + by the present invention Shows an increase to 99.98%. The comparison of Table 1 and Table 3 also shows that the increase in yield was made using essentially the same horsepower and utility cooling. Increase in the recovery rate provided by the present invention thus will due to the supplemental rectification provided by reflux stream 44a, reflux stream may reduce the amount of propane and C 4 + components contained in the incoming feed gas is removed from the residual gas . Although the expanded and substantially condensed feed stream 35b, provided in the absorption section 20a of the demethane absorber 20, provides a large recovery of the ethane, propane and heavy hydrocarbon components contained in the ascending vapor from the expanded feed 36a and stripping section 20b. However, because stream 35b itself contains the propane and heavy hydrocarbon components, it is not possible to obtain all the propane and heavy hydrocarbon components due to the equilibrium effect. However, the reflux stream 44a of the present invention is remarkably liquid methane and ethane and contains very low propane and heavy hydrocarbon components, thus obtaining almost all propane and heavy hydrocarbon components with only a small amount of reflux from the absorption section 20a to the upper rectifying section. Enough to do As a result, almost 100% of propane and substantially all of the hydrocarbon content are recovered in the liquid product 41 leaving the bottom of the demethane absorber 20. Thanks to the bulk liquid recovery provided by the expanded and substantially condensed feed stream 35b, the required reflux (stream 44a) is a low temperature demethane absorber overhead vapor (stream without cooling which severely affects feed stream 35 in heat exchanger 15). 38) is small enough to provide cooling to produce this reflux.
실시예Example 2 2
액체 제품에서 C2 성분의 회수 수준이 감소되어야만 하는 경우에(예를 들면, 전술한 도 2의 선행 기술의 프로세스에서와 같이), 도 2에 설명된 선행 기술의 프로세스에 비해 본 발명은 매우 의미있는 회수와 효율적인 장점을 제공한다. 도 3 공정의 작동 조건은 도 2 선행 기술 프로세스에서와 동일한 수준으로 본 발명의 액체 제품에서의 에탄 내용물을 감소시켜 도 4에 도시한 것과 같이 변경할 수 있다. 공급 가스의 조성 및 도 4에 제시된 프로세스에서 고려되는 조건은 도 2의 경우와 동일하다. 따라서, 본 발명의 장점을 더 예시하기 위해 도 4의 프로세스는 도 2의 프로세스와 비교될 수 있다.If the recovery level of the C 2 component in the liquid product must be reduced (eg, as in the prior art process of FIG. 2 described above), the present invention is very significant compared to the prior art process described in FIG. Provide a recovery and efficient advantage. The operating conditions of the FIG. 3 process can be altered as shown in FIG. 4 by reducing the ethane content in the liquid product of the present invention to the same level as in the FIG. 2 prior art process. The composition of the feed gas and the conditions considered in the process shown in FIG. 4 are the same as in the case of FIG. 2. Thus, the process of FIG. 4 can be compared with the process of FIG. 2 to further illustrate the advantages of the present invention.
도 4 공정의 시뮬레이션에서, 공정 플랜트에 대한 유입 가스 냉각, 분리 및 팽창 스킴은 도 3에서 사용되었던 것들과 거의 흡사하다. 중요한 차이점은 플래시 팽창된 분리기 액체 스트림(스트림 33a 및 37a)이 도 3에서 본 것과 같은 분별증류탑 20으로부터의 측면 리보일러 액체를 사용한 대신, 공급가스의 냉각을 제공하기 위해 사용되었다는 점이다. 탑저 액체(스트림 41)에서 C2 성분의 낮은 회수 때문에, 분별증류탑 20에서의 온도는 더 높고, 이는 탑 액체가 공급 가스와 효율적인 열 교환을 하기에는 너무 고온이다. 추가적인 차이점은 탑 액체(스트림 49)의 측면 배출을 이용하여, 열교환기 22에서 탑정 증기 스트림 38에 의해 제공되는 냉각을 보충하였다.In the simulation of the FIG. 4 process, the inlet gas cooling, separation and expansion schemes for the process plant are almost similar to those used in FIG. 3. An important difference is that the flash expanded separator liquid streams (streams 33a and 37a) were used to provide cooling of the feed gas instead of using the side reboiler liquid from the fractionation tower 20 as seen in FIG. Because of the low recovery of the C 2 component in the bottom liquid (stream 41), the temperature in the fractionation tower 20 is higher, which is too hot for the top liquid to efficiently heat exchange with the feed gas. A further difference was to supplement the cooling provided by the overhead vapor stream 38 in the heat exchanger 22 using the side discharge of the tower liquid (stream 49).
공급 스트림 31은 열 교환기 10에서 -5℉[-21℃]의 저온 잔류 가스(스트림 45b), 플래시 팽창된 액체(스트림 33a) 및 프로판 냉동제와 열교환을 함으로써 냉각된다. 냉각된 스트림 31a는 0℉[-18℃] 온도 및 955psia[6,584kPAa(a)] 압력으로 증기(스트림 32)가 응축된 액체(스트림 33)로부터 분리되는 분리기 11로 들어간다. 분리기 액체(스트림 33)는 팽창 밸브 12에 의해 분별증류탑 20의 작동 압력(대략 450psia[3,103kPAa(a)])보다 약간 높게 팽창되어, 열교환기 10에 들어가기 전에 스트림 33a를 -26℉[-32℃]로 냉각시키고, 전술한 바와 같이 유입하는 공급 가스의 냉각을 제공하도록 가열된다. 팽창된 액체 스트림은 75℉[24℃]로 가열되고, 분별증류탑 20의 하부 중간 칼럼 공급점에 제공되기 전에 스트림 33b를 부분적으로 증발시킨다. Feed stream 31 is cooled in heat exchanger 10 by heat exchange with cold residual gas (stream 45b), flash expanded liquid (stream 33a) and propane refrigerant at −5 ° F. [−21 ° C.]. The cooled stream 31a enters separator 11 where the vapor (stream 32) is separated from the condensed liquid (stream 33) at 0 ° F. [-18 ° C.] temperature and 955 psia [6,584 kPAa (a)] pressure. Separator liquid (stream 33) is expanded slightly above the working pressure of the fractionation tower 20 (approximately 450 psia [3,103 kPAa (a)]) by expansion valve 12 to allow stream 33a to -26 ° F [-32] before entering heat exchanger 10. ° C] and heated to provide cooling of the incoming feed gas as described above. The expanded liquid stream is heated to 75 [deg.] F. [24 [deg.] C. and partially evaporates stream 33b before being provided to the bottom middle column feed point of fractionation tower 20.
분리기 증기(스트림 32)는 열교환기(13)에서 -66℉[-54℃]의 저온 잔류 가스(스트림 45a) 및 플래시 팽창된 액체(스트림 37a)와 열교환에 의해 다시 냉각된다. 냉각된 스트림 32a는 -38℉[-39℃]의 온도 및 950psia[6,550kPAa(a)]의 압력에서 증기(스트림 34)가 응축된 액체(스트림 37)로부터 분리되는 분리기 14에 들어간다. 분리기 액체(스트림 37)는 팽창 밸브 19에 의해 분별증류탑 20의 작동 압력보다 약간 높게 팽창되어, 열교환기 13에 들어가기 전에 스트림 37a를 -75℉[-59℃]로 냉각시키고, 전술한 바와 같이 스트림 32의 냉각을 제공하도록 가열된다. 팽창된 액체 스트림은 -5℉[-21℃]로 가열되고, 분별증류탑 20의 두 번째 하부 중간 칼럼 공급점에 제공되기 전에 스트림 37b를 부분적으로 증발시킨다. Separator vapor (stream 32) is cooled again by heat exchange with a cold residual gas (stream 45a) and flash expanded liquid (stream 37a) at -66 ° F [-54 ° C] in heat exchanger 13. Cooled stream 32a enters separator 14 where steam (stream 34) is separated from condensed liquid (stream 37) at a temperature of -38 ° F [-39 ° C] and a pressure of 950 psia [6,550 kPAa (a)]. The separator liquid (stream 37) is expanded slightly above the working pressure of the fractionation tower 20 by expansion valve 19 to cool stream 37a to -75 [deg.] F. [-59 [deg.] C.] prior to entering heat exchanger 13 and stream as described above. Heated to provide 32 cooling. The expanded liquid stream is heated to -5 [deg.] F. [-21 [deg.] C. and partially evaporates stream 37b before being provided to the second lower middle column feed point of fractionation tower 20.
분리기 14로부터의 증기(스트림 34)는 두 개의 스트림, 35 및 36으로 분리된다. 총 증기의 약 15%를 함유한, 스트림 35는 열 교환 관계에 있는 -82℉[-63℃]의 저온 잔류 가스(스트림 45)와 함께 열교환기 15를 통과하며, 그 곳에서 냉각되어 실질적으로 응축한다. 그 결과 실질적으로 응축된 -77℉[-61℃]의 스트림 35a는 그 후 팽창 밸브 16을 통해 분별증류탑 20의 작동 압력까지 플래시 팽창한다. 팽창하는 동안, 스트림의 일부분은 증발하여, 총 스트림의 냉각을 가져온다. 도 4에 도시된 프로세스에서, 팽창 밸브 16을 떠나는 팽창된 스트림 35b는 -122℉[-85℃]의 온도에 달하고, 분별증류탑 20의 상부 중간 칼럼 공급점에 제공된다. The vapor from stream 14 (stream 34) is separated into two streams, 35 and 36. Stream 35, containing about 15% of the total vapor, passes through heat exchanger 15 with a cold residual gas (stream 45) of -82 ° F. [-63 ° C.] in a heat exchange relationship, where it is cooled and substantially To condense. As a result, substantially condensed stream 35a at −77 ° F. [−61 ° C.] is then flash expanded through expansion valve 16 to the working pressure of fractionation tower 20. During expansion, a portion of the stream evaporates, resulting in cooling of the total stream. In the process shown in FIG. 4, expanded stream 35b leaving expansion valve 16 reaches a temperature of -122 ° F. [-85 ° C.] and is provided to the upper middle column feed point of fractionation tower 20.
분리기 14에서 나온 상기 증기의 나머지 85%(스트림 36)는 기계적 에너지가 이러한 고압 공급부로부터 추출되는 작업 팽창기(work expansion machine) 17로 들어간다. 상기 팽창기 17은 탑 작동 압력까지 실질적으로 등엔트로피(isentropy) 방식으로 증기를 팽창시키고, 이때의 작업 팽창으로 상기 팽창된 스트림 36a를 약 -93℉[-69℃]의 온도로 냉각시킨다. 부분적으로 응축된 팽창 스트림 36a는 그 후에 분별증류탑 20의 하부 중간 칼럼 공급점에 공급물로 제공된다. The remaining 85% (stream 36) of the steam from separator 14 enters a work expansion machine 17 from which mechanical energy is extracted from this high pressure supply. The expander 17 expands the vapor substantially in an entropy manner up to the tower operating pressure, with the working expansion cooling the expanded stream 36a to a temperature of about −93 ° F. [−69 ° C.]. The partially condensed expansion stream 36a is then provided as feed to the lower middle column feed point of the fractionation tower 20.
증류 증기의 일부(스트림 42)는 분별증류탑 20의 스트리핑 섹션의 상부 영역으로부터 배출된다. 이 스트림은 다시 -65℉(-54℃)에서 -77℉(-60℃)로 냉각되고, 탈메탄흡수기 20의 정상에서 -108℉(-78℃)의 온도로 배출되는 저온의 탈메탄흡수기 탑정 스트림 38 및 분별증류탑 20에서 흡수 섹션의 하부 영역으로부터 배출되는 -95℉(-70℃)의 탈메탄흡수기 액체 스트림 49과 열교환에 의해, 열 교환기 22에서 부분적으로 응축된다(스트림 42a). 저온의 탈메탄흡수기 탑정 스트림은 -103℉(-75℃)로 약간 가열되고(스트림 38a), 탈메탄흡수기 액체 스트림은 스트림 42의 적어도 일부분을 냉각시키고, 응축시키면서 -79℉(-62℃)로 가열된다(스트림 49a). 가열되고 부분적으로 증발된 스트림 49a는 탈메탄흡수기 20에서 스트리핑 섹션의 중간 영역으로 되돌아온다. A portion of the distillation vapor (stream 42) exits the upper region of the stripping section of the fractionation tower 20. This stream is again cooled to -77 ° F (-60 ° C) at -65 ° F (-54 ° C) and discharged to a temperature of -108 ° F (-78 ° C) at the top of the demethane absorber 20. Partially condensed in the heat exchanger 22 by heat exchange with a methane absorber liquid stream 49 of -95 ° F. (-70 ° C.) exiting the bottom section of the absorption section in overhead stream 38 and fractional distillation column 20 (stream 42a). The cold, demethane absorber overhead stream is slightly heated to -103 ° F. (-75 ° C.) (stream 38a), and the demethane absorber liquid stream is -79 ° F. (-62 ° C.) while cooling and condensing at least a portion of stream 42. Heated to (stream 49a). The heated and partially evaporated stream 49a is returned to the middle region of the stripping section in the demethane absorber 20.
환류 분리기(reflux separator) 23에서의 작동 압력(447psia[3,079kPa(a)]은 탈메탄흡수기 20의 작동 압력보다 약간 낮게 유지된다. 이러한 압력 차이는 증류 증기 스트림 42가 열교환기 22를 통하여 흐르게 하고, 그래서 환류 분리기 23으로 들어가서 응축된 액체(스트림 44)가 응축되지 않은 증기(스트림 43)로부터 분리되도록 한다. 스트림 43은 이어서 열교환기 22로부터의 가열된 탈메탄흡수기 탑정 스트림 38a와 혼합하여 -82℉(-63℃)인 저온의 잔류가스 스트림 45를 형성한다.The operating pressure (447 psia [3,079 kPa (a)]) at the reflux separator 23 is kept slightly below the operating pressure of the demethane absorber 20. This pressure difference causes the distillation vapor stream 42 to flow through the heat exchanger 22 And enter the reflux separator 23 to allow the condensed liquid (stream 44) to be separated from the uncondensed vapor (stream 43), which is then mixed with the heated demethane absorber overhead stream 38a from the heat exchanger 22 to -82. Form a low temperature residual gas stream 45 at < RTI ID = 0.0 >
환류 분리기 23으로부터 나온 액체 스트림 44는 펌프 24에 의해 탈메탄흡수기 20의 작동 압력보다 약간 높은 압력으로 송출된다. 송출된 스트림 44a는 이어서 적어도 두 부분, 스트림 52 및 스트림 53으로 분리된다. 한 부분, 총량의 약 50%를 함유하는 스트림 52는, 탈메탄흡수기 20의 흡수 섹션에 저온 탑정 칼럼 공급물(환류)로써 제공된다. 이러한 저온 액체 환류는 탈메탄흡수기 20의 흡수 섹션의 상부 정류 영역에서 상승하는 프로판 및 중탄화수소 성분을 흡수하고 응축한다. 다른 부분, 스트림 53은 스트리핑 섹션의 상부 영역에 존재하는 탈메탄흡수기 20의 중간 칼럼 공급 위치에 제공되며, 이는 증류 증기 스트림 42가 배출되는 영역과 실질적으로 동일하며, 스트림 42의 부분적인 정류를 제공한다. The liquid stream 44 from the reflux separator 23 is sent out by the pump 24 to a pressure slightly above the operating pressure of the demethane absorber 20. The stream 44a sent is then separated into at least two parts, stream 52 and stream 53. In one portion, stream 52, containing about 50% of the total amount, is provided as a cold overhead column feed (reflux) to the absorption section of the demethane absorber 20. This low temperature liquid reflux absorbs and condenses the rising propane and heavy hydrocarbon components in the upper rectification zone of the absorption section of the demethane absorber 20. Another portion, stream 53, is provided in the middle column feed position of the demethane absorber 20 present in the upper region of the stripping section, which is substantially the same as the region from which the distillation vapor stream 42 is discharged, providing partial rectification of the stream 42. do.
액체 제품 스트림 41은 탑저를 142℉[61℃]의 온도에서 빠져나간다. 탑정을 형성하는 증류 증기 스트림(스트림 38)은 전술한 바와 같이 증류 스트림 42에 냉각을 제공하기 위해 열교환기 22에서 가열되고, 그 후 스트림 43과 혼합하여 차가운 잔류 가스 스트림 45를 형성한다. 전술한 바와 같이 냉각을 제공하기 위해 잔류 가스는 -66℉[-54℃](스트림 45a)로 가열되는 열교환기 15, -5℉[-21℃](스트림 45b)로 가열되는 열교환기 13 및 80℉[27℃](스트림 38c)로 가열되는 열교환기 10에서 들어오는 공급 가스와 반대방향으로 통과한다. 잔류 가스는 이어서 두 단계, 팽창기 17에 의해 구동되는 압축기 18 및 보충 동력원에 의해 구동되는 압축기 25에서 재-압축된다. 스트림 45e가 배출냉각기 26에서 120℉[49℃]로 냉각된 후, 잔류가스 제품(스트림 45f)은 1015psia[6,998kPa(a)]의 압력으로 판매가스 파이프라인으로 흐른다. Liquid product stream 41 exits the bottom at a temperature of 142 ° F. [61 ° C.]. The distillation vapor stream (stream 38) forming the top is heated in heat exchanger 22 to provide cooling to distillation stream 42 as described above and then mixed with stream 43 to form a cold residual gas stream 45. To provide cooling as described above, the residual gas is heat exchanger 15 heated to -66 ° F. [-54 ° C.] (stream 45a), heat exchanger 13 heated to -5 ° F. [-21 ° C.] (stream 45b). It passes in the opposite direction from the feed gas entering heat exchanger 10 which is heated to 80 ° F. [27 ° C.] (stream 38c). The residual gas is then recompressed in two stages, compressor 18 driven by expander 17 and compressor 25 driven by supplemental power source. After stream 45e is cooled to 120 [deg.] F. [49 [deg.] C.] in the exhaust cooler 26, the residual gas product (stream 45f) flows to the sales gas pipeline at a pressure of 1015 psia [6,998 kPa (a)].
도 4에 예시된 프로세스에 대한 스트림 유량 및 에너지 소비량의 요약을 다음의 표에 제시한다.A summary of stream flow rates and energy consumption for the process illustrated in FIG. 4 is presented in the following table.
표 4Table 4
(도 4)(Figure 4)
스트림 유량 개요- Lb.Moles/Hr[kg Moles/Hr]Stream Flow Rate Overview- Lb.Moles / Hr [kg Moles / Hr]
회수율Recovery rate
에탄 50.89%Ethane 50.89%
프로판 99.78%Propane 99.78%
부탄+ 100.00%Butane + 100.00%
마력horsepower
잔류 가스 압축 23,726 HP [39,005 kW]Residual Gas Compression 23,726 HP [39,005 kW]
유틸리티 냉각Utility cooling
프로판 냉동 효율 30,708 MBTU/H [19,836 kW]Propane Refrigeration Efficiency 30,708 MBTU / H [19,836 kW]
*(반올림하지 않은 유량 기준)* (Based on unrounded flow)
표 2 및 표 4의 비교는, 선행 기술과 비교하여, 본 발명에 의해 프로판 회수율이 96.51%에서 99.78%로 증가되고, 부탄+의 회수율이 99.68%에서 100.00%로 증가되었음을 보여준다. 표 2 및 표 4의 비교는 또한 수율에 있어서의 증가가 본질적으로 동일한 마력과 유틸리티 요구사항을 이용하여 이루어졌다는 것을 보여준다. Comparison of Table 2 and Table 4 shows that the propane recovery was increased from 96.51% to 99.78% and the recovery of butane + increased from 99.68% to 100.00% by the present invention compared to the prior art. The comparison of Tables 2 and 4 also shows that the increase in yield was made using essentially the same horsepower and utility requirements.
본 발명의 도 3의 실시태양과 유사하게, 본 발명의 도 4의 실시태양은 환류 스트림 52로 보충적인 정류를 제공하여 회수를 증가시키며, 환류 스트림은 잔류 가스에서 제거되는 유입 공급 가스에 함유된 프로판 및 C4+ 성분의 양을 감소시킨다.표 3 및 표 4를 비교함으로써 알 수 있는 바와 같이, 도 4의 실시태양은 환류를 두 스트림으로 분리시켜(스트림 52 및 53) 탈메탄흡수기 탑정 증기 스트림 38의 정류 뿐만 아니라, 증류 증기 스트림 42의 부분적인 정류를 제공하며, 도 3의 실시태양과 비교하여 양 스트림의 C3 및 중탄화수소 성분의 양을 감소시키는 추가적인 이점을 가진다. 결과는 에탄 회수 수준은 비록 도 4의 실시태양이 훨씬 낮았지만(50.89% 대 85.08%), 도 3의 실시태양에서보다 도 4의 실시태양에서 0.58% 더 높은 프로판 회수를 나타내었다. 본 발명은 에탄 회수 수준과 상관없이 매우 높은 프로판 및 중탄화수소의 회수 수준을 유지하도록 한 것이며, 따라서 다른 플랜트 제약을 만족하기 위해 에탄 회수가 축소되어야 하는 시간 동안에 프로판 및 중탄화수소 성분의 회수를 절충할 필요는 결코 없다.Similar to the embodiment of FIG. 3 of the present invention, the embodiment of FIG. 4 of the present invention provides supplementary rectification with reflux stream 52 to increase recovery, where the reflux stream is contained in the inlet feed gas removed from the residual gas. The amount of propane and C 4 + component is reduced. As can be seen by comparing Tables 3 and 4, the embodiment of FIG. 4 separates the reflux into two streams (streams 52 and 53) to the demethane absorber overhead vapor. In addition to rectification of stream 38, it provides partial rectification of distillation vapor stream 42, and has the additional advantage of reducing the amount of C 3 and bihydrocarbon components of both streams compared to the embodiment of FIG. The results show that the ethane recovery level was 0.58% higher propane recovery in the embodiment of FIG. 4 than in the embodiment of FIG. 3, although the embodiment of FIG. 4 was much lower (50.89% vs. 85.08%). The present invention is intended to maintain very high recovery levels of propane and bicarbonate regardless of ethane recovery levels, and thus compromise the recovery of propane and bihydrocarbon components during times when ethane recovery should be reduced to meet other plant constraints. There is never a need.
다른 실시태양들Other embodiments
본 발명에 따르면, 다수의 이론 분리단(theoretical separation stage)을 포함하도록 탈메탄흡수기의 흡수(정류) 섹션을 설계하는 것이 일반적으로 유리하다. 그러나, 본 발명의 장점은 단 한 개 뿐인 이론단으로도 달성할 수 있으며, 심지어 분별증류 이론단(fractional theoretical stage)의 동등물도 이러한 장점을 성취할 수 있다고 믿어진다. 예를 들면, 환류 분리기 23을 빠져나오는 분출된(pumped) 응축액(스트림 44a)의 전부 또는 일부 및 팽창 밸브 16으로부터 팽창된 실질적으로 응축된 스트림 35b의 전부 또는 일부가 합쳐질 수 있고(팽창 밸브를 탈메탄흡수기에 결합하는 배관 내에서처럼), 완전히 혼합이 이루어졌을 경우, 증기와 액체는 총 혼합 스트림의 다양한 성분 중의 상대적 휘발성에 따라 함께 혼합되고 또한 분리될 것이다. 그와 같은 두 가지 스트림의 혼합은 본 발명의 목적에 대하여 흡수 섹션을 구성하는 것으로 간주될 것이다.In accordance with the present invention, it is generally advantageous to design the absorption (rectification) section of the methane absorber to include a number of theoretical separation stages. However, it is believed that the advantages of the present invention can be achieved with only one theoretical stage, and even equivalents of the fractional theoretical stage can achieve this advantage. For example, all or a portion of the pumped condensate (stream 44a) exiting reflux separator 23 and all or a portion of substantially condensed stream 35b expanded from expansion valve 16 may be combined (removing expansion valve). When fully mixed, as in the piping coupling to the methane absorber, the vapor and liquid will mix and separate together depending on the relative volatility of the various components of the total mixed stream. Mixing such two streams would be considered to constitute an absorption section for the purposes of the present invention.
어떤 상황에서는 증류 스트림 42a의 남은 증기 부분을 분별증류 칼럼 탑정(스트림 38)과 혼합하고, 이어서 혼합된 스트림을 증류 스트림 42의 냉각에 제공하기 위해 열 교환기 22에 공급하는 것이 바람직하다. 이것은 도 5에서 볼 수 있으며, 여기에서 환류 분리 증기(스트림 43)을 칼럼 탑정(스트림 38)과 합쳐서 얻어진 혼합된 스트림 45는 열 교환기 22를 순환한다. In some circumstances it is desirable to mix the remaining vapor portion of the distillation stream 42a with the fractionation column column top (stream 38) and then feed the mixed stream to the heat exchanger 22 to provide cooling of the distillation stream 42. This can be seen in FIG. 5, where the mixed stream 45 obtained by combining the reflux separation steam (stream 43) with the column top (stream 38) circulates through a heat exchanger 22.
도 6은 두 개의 칼럼, 흡수(정류) 칼럼 27 및 스트리퍼 칼럼 20으로 구성된 분별증류탑을 나타낸다. 그러한 경우, 스트리퍼 칼럼 20으로부터 나온 탑정 증기(스트림 50)는 두 부분으로 분리된다. 한 부분(스트림 42)은 전술한 바와 같이 열 교환기 22를 순환하여 흡수 칼럼 27에 대한 환류를 발생시킨다. 남은 부분(스트림 51)은 흡수 칼럼 27의 하부 섹션으로 흘러들어가 팽창된 실질적으로 응축된 스트림 35b 및 환류 액체(스트림 44a)에 접촉된다. 펌프 28은 액체(스트림 47)를 흡수 칼럼 27의 탑저로부터 스트리퍼 칼럼 20의 정상(top)으로 순환시키는 데 이용되어 두 탑들이 하나의 증류 시스템으로써 효율적으로 기능하도록 한다. 분별 증류탑을 단일 용기(도 3 내지 도 5에서의 탈메탄흡수기와 같은) 또는 다수의 용기로 설치할 것인지에 대한 결정은 플랜트 사이즈, 제조 시설까지의 거리 등과 같은 다양한 요인들에 의해 좌우된다.FIG. 6 shows a fractionation tower consisting of two columns, an absorption (rectification) column 27 and a stripper column 20. FIG. In such a case, the overhead vapor (stream 50) from stripper column 20 is separated into two parts. One portion (stream 42) circulates heat exchanger 22 as described above to generate reflux for absorption column 27. The remaining portion (stream 51) flows into the lower section of the absorption column 27 and contacts the expanded substantially condensed stream 35b and reflux liquid (stream 44a). Pump 28 is used to circulate the liquid (stream 47) from the bottom of absorption column 27 to the top of stripper column 20 so that the two towers function effectively as one distillation system. The decision whether to install a fractional distillation column in a single vessel (such as the demethane absorber in FIGS. 3-5) or in multiple vessels depends on various factors, such as plant size, distance to the manufacturing facility, and the like.
전술한 바와 같이, 증류 증기 스트림 42는 부분적으로 응축되고, 얻어지는 응축물은 탈메탄흡수기 20의 흡수 섹션 20a를 통해 상승하는 증기로부터 유용한 C3 성분 및 중탄화수소 성분을 흡수하는 데 사용된다. 그러나, 본 발명은 이 실시태양에 한정되지 않는다. 예를 들면, 다른 설계 고려사항이 증기부분 또는 응축물 부분이 탈메탄흡수기 20의 흡수 섹션 20a를 우회해야 한다고 지적할 경우에는, 이러한 증기의 일부만을 이 방식으로 처리하거나, 또는 응축물의 일부만을 흡수제로 사용하는 것이 유리할 수 있다. 어떤 상황에서는 열교환기 22에서 증류 스트림 42의 부분적인 응축보다는, 전체를 응축하는 것이 더욱 바람직하다. 다른 상황에서는 증류 스트림 42의 부분적인 증기 측면 배출보다 분별증류 칼럼 20으로부터 전체 증기 측면 배출이 더욱 바람직하다. 또한, 공급가스 스트림의 조성에 따라, 열교환기 22에서 증류 증기 스트림 42의 부분적인 냉각을 제공하기 위해 외부 냉각을 사용하는 것이 유리할 수 있음을 알아야 한다.As mentioned above, the distillation vapor stream 42 is partially condensed and the resulting condensate is used to absorb the useful C 3 and heavy hydrocarbon components from the vapor rising through the absorption section 20a of the demethane absorber 20. However, the present invention is not limited to this embodiment. For example, if other design considerations indicate that the steam or condensate portion should bypass the absorption section 20a of the demethane absorber 20, only some of this steam is treated in this way, or only some of the condensate is absorbent. It may be advantageous to use. In some situations it is more desirable to condense the whole, rather than partially condensate, of the distillation stream 42 in the heat exchanger 22. In other situations, full vapor side discharge from fractional distillation column 20 is more preferred than partial vapor side discharge of distillation stream 42. It should also be appreciated that depending on the composition of the feed gas stream, it may be advantageous to use external cooling to provide partial cooling of the distillation vapor stream 42 in the heat exchanger 22.
공급가스 조건, 플랜트 사이즈, 가용한 설비, 또는 다른 요인들이 작업 팽창기 17을 배제하거나, 또는 다른 팽창장치(팽창밸브와 같은)로 교체하는 것이 적합하다고 지적할 수 있다. 비록 각 스트림 팽창이 특정 팽창 장치들에 도시되어 있지만, 다른 팽창수단이 적절한 곳에 적용될 수 있다. 예를 들면, 조건들은 공급 스트림(스트림 35a)의 실질적으로 응축된 부분의 작업 팽창을 허용할 수 있다. Feed gas conditions, plant size, available equipment, or other factors may indicate that it is appropriate to exclude the work inflator 17 or replace it with another expansion device (such as an expansion valve). Although each stream expansion is shown in certain expansion devices, other means of expansion may be applied where appropriate. For example, the conditions may allow for working expansion of the substantially condensed portion of the feed stream (stream 35a).
본 발명의 실시에서, 탈메탄흡수기 20과 환류 분리기 23 사이에는 약간의 압력차가 필요하다는 것을 고려해야 한다. 증류증기 스트림 42가 열교환기 22를 통과하여 압력상승이 전혀 없이 환류 분리기 23으로 들어갈 경우, 환류 분리기는 반드시 탈메탄흡수기 20의 작동 압력보다 약간 낮은 작동 압력을 나타내야 할 것이다. 이 경우 환류 분리기로부터 배출된 액체 스트림은 탈메탄흡수기에서의 공급 위치로 펌프이송될 수 있다. 다른 방법은, 펌핑없이 액체 스트림 44가 탈메탄흡수기 20에 공급될 수 있도록 열교환기 22 및 환류 분리기 23에서의 작동 압력을 상승시키기 위해 증류 증기 스트림 42에 대한 부스터 송풍기(booster blower)를 제공하는 것이다.In the practice of the present invention, it should be taken into account that a slight pressure difference is necessary between the demethane absorber 20 and the reflux separator 23. If the distillation steam stream 42 passes through the heat exchanger 22 and enters the reflux separator 23 with no pressure rise, the reflux separator must exhibit an operating pressure slightly lower than the operating pressure of the demethane absorber 20. In this case, the liquid stream discharged from the reflux separator can be pumped to the feed position in the demethane absorber. Another method is to provide a booster blower for the distillation vapor stream 42 to raise the operating pressure in the heat exchanger 22 and the reflux separator 23 so that the liquid stream 44 can be supplied to the demethane absorber 20 without pumping. .
분별증류 칼럼이 두 개의 용기로 구성되는 상황에서는 도 7에서 보는 바와 같이 흡수 칼럼 27을 스트리퍼 칼럼 20보다 더 높은 압력으로 작동시키는 것이 바람직하다. 그렇게 하는 한가지 방법은 도 7에서의 압축기 29와 같은, 분리 압축기를 사용하여 증류 스트림 42가 열 교환기 22를 통해 흐르도록 하는 추진력을 제공하는 것이다. 그러한 경우, 흡수 칼럼 27의 탑저로부터의 액체(스트림 47)는 스트리퍼 칼럼 20보다 상대적으로 높은 압력에 있어서, 이러한 액체를 스트리퍼 칼럼 20으로 흐르게 하는 펌프가 요구되지 않는다. 대신, 도 7에서의 팽창 밸브 28과 같은, 적당한 팽창 장치가 사용되어 상기 액체를 스트리퍼 칼럼 20의 작동 압력까지 팽창시키고 팽창된 스트림 48a를 그 이후 스트리퍼 칼럼 20에 제공할 수 있다. In a situation where the fractionation column consists of two vessels, it is preferable to operate the absorption column 27 at a higher pressure than the stripper column 20 as shown in FIG. 7. One way to do so is to provide a driving force for distillation stream 42 to flow through heat exchanger 22 using a separate compressor, such as compressor 29 in FIG. 7. In such a case, the liquid from the bottom of the absorption column 27 (stream 47) is at a higher pressure than the stripper column 20, so that no pump is required to flow this liquid into the stripper column 20. Instead, a suitable expansion device, such as expansion valve 28 in FIG. 7, may be used to expand the liquid to the working pressure of stripper column 20 and provide expanded stream 48a to stripper column 20 thereafter.
유입 가스가 저질인 경우, 도 3 및 도 4에서의 분리기 11은 적당하지 않다. 그러한 경우, 도 3 및 도 4에서의 열 교환기 10 및 13에서 수행되는 공급 가스냉각은 도 5 내지 도 7에서 보는 바와 같이 분리기를 방해하지 않고 수행될 수 있다. 다단에서 공급 가스의 냉각 및 분리를 할 것인가 여부에 대한 결정은 공급 가스의 농후, 플랜트 사이즈, 가용한 장비 등에 좌우된다.If the incoming gas is of poor quality, separator 11 in FIGS. 3 and 4 is not suitable. In such a case, the feed gas cooling carried out in the heat exchangers 10 and 13 in FIGS. 3 and 4 can be performed without disturbing the separator as shown in FIGS. The decision on whether to cool and separate the feed gas in multiple stages depends on the richness of the feed gas, plant size, available equipment and the like.
공급 가스에서의 중탄화수소의 양 및 공급 가스의 압력에 의존하여, 도 3 내지 도 7에서 열 교환기 10을 떠나는 냉각된 공급 스트림 31a 및/또는 도 3 및 도 4에서 열 교환기 13을 떠나는 냉각된 스트림 32a는 어떠한 액체도 함유하지 않을 수 있고(왜냐하면, 그것의 이슬점 이상이거나, 또는 그것의 최대임계압력 이상이므로), 따라서, 도 3 내지 도 7에서 보여지는 분리기 11 및/또는 도 3 및 도 4에서 보여지는 분리기 14가 요구되지 않는다. Depending on the amount of bicarbonate in the feed gas and the pressure of the feed gas, the cooled feed stream 31a leaving heat exchanger 10 in FIGS. 3 to 7 and / or the cooled stream leaving heat exchanger 13 in FIGS. 3 and 4. 32a may not contain any liquid (because it is above its dew point, or above its maximum threshold pressure) and, therefore, in separator 11 and / or 3 and 4 shown in FIGS. No separator 14 shown is required.
고압의 액체(도 3 및 도 4에서의 스트림 37 및 도 5 내지 도 7에서의 스트림 33)는 팽창되어 중간 칼럼 공급점에 공급될 필요가 없다. 대신, 그것의 전부 또는 일부는 열교환기 15로 흐르는 분리기 증기(도 3 내지 도 7의 스트림 34)의 일부와 혼합될 수 있다. (이것은 도 5 내지 도 7에서 점선으로 표시한 스트림 46에 도시하였다.) 액체의 남은 부분은 팽창 밸브나 팽창기와 같은 적절한 팽창 장치를 통해 팽창되고, 증류 칼럼의 중간 칼럼 공급점에 공급될 수 있다(도 5 내지 도 7에서 스트림 37a). 도 3 및 도 4에서 스트림 33과 도 3 내지 도 7에서의 스트림 37은, 도 4에서 도시한 것과 유사하게, 탈메탄흡수기로 흘러가기 전의 팽창 단계 전 또는 후에 유입 가스의 냉각 또는 다른 열 교환 서비스에 사용될 수 있다. The high pressure liquid (stream 37 in FIGS. 3 and 4 and stream 33 in FIGS. 5-7) do not need to be expanded and fed to the intermediate column feed point. Instead, all or part of it may be mixed with a portion of the separator vapor (stream 34 of FIGS. 3-7) flowing to heat exchanger 15. (This is shown in stream 46, shown in dashed lines in FIGS. 5-7.) The remaining portion of the liquid can be expanded through a suitable expansion device, such as an expansion valve or expander, and fed to the middle column feed point of the distillation column. (Stream 37a in FIGS. 5-7). Streams 33 in FIGS. 3 and 4 and stream 37 in FIGS. 3-7 are similar to those shown in FIG. 4, cooling or other heat exchange services of the inlet gas before or after the expansion stage before flowing to the demethane absorber. Can be used for
본 발명에 따라, 특히 농후한 유입 가스인 경우에는, 다른 프로세스 스트림으로부터의 유입 가스의 가용한 냉각을 보충하기 위해 외부 냉각의 사용이 적용될 수 있다. 공정 열 교환에 대한 분리기 액체와 탈메탄흡수기 측면 배출 액체의 사용 및 분배, 유입 가스 냉각에 대한 열 교환기의 특정한 배열은 각각의 특별한 적용 뿐만 아니라, 특정 열 교환 서비스에 대한 프로세스 스트림의 선택으로부터 평가되어야 한다. According to the invention, in the case of particularly rich inlet gases, the use of external cooling can be applied to supplement the available cooling of the inlet gases from other process streams. The specific arrangement of the heat exchanger for the use and distribution of the separator liquid and the methane absorber side discharge liquid for the process heat exchange and for the inlet gas cooling should be evaluated from the selection of the process stream for the particular heat exchange service as well as for each particular application. do.
어떤 상황에서는, 도 4에서의 스트림 49 및 도 5에서의 점선으로 표시한 스트림 49와 같이, 열 교환기에서 흡수 섹션 20a를 떠나는 저온의 증류 액체의 일부를 이용하는 것이 바람직하다. 비록, 흡수 섹션 20a로부터의 액체의 일부분만이 탈메탄흡수기 20에서 에탄 회수를 감소시키지 않고 열교환 프로세스에서 사용될 수 있다고 하더라도, 스트리핑 섹션 20b로부터의 액체보다 이러한 액체로부터 종종 더 높은 효율이 얻어질 수 있다. 이것은 탈메탄흡수기 20의 흡수 섹션 20a에서의 액체가 스트리핑 섹션 20b에서보다 더 낮은 온도 수준에 있기 때문이다. 도 6 및 도 7에서 점선으로 표시한 스트림 49에 도시한 바와 같이, 분별 증류탑 20이 두 개의 용기로 구성된 때에 동일한 특성이 수행될 수 있다. 도 6에서와 같이 흡수 칼럼 27로부터의 액체가 펌프 송출될 때, 펌프 28을 떠나는 액체(스트림 47a)는 두 부분으로 분리될 수 있으며, 한 부분(스트림 49)은 열 교환에 사용되고, 이어서 스트리퍼 칼럼 20에 중간 칼럼 공급 위치로 순환한다(스트림 49a). 나머지 부분(스트림 48)은 스트리퍼 칼럼 20에 정상 공급물(top feed)이 된다. 유사하게, 흡수 칼럼 27이 도 7에서와 같이 스트리퍼 칼럼 20에 비해 상대적으로 상승된 압력에서 가동될 때, 액체 스트림 47은 두 부분으로 분리될 수 있으며, 스트리퍼 칼럼 20(스트림 49a)의 작동 압력까지 팽창된 한 부분(스트림 49)은 열 교환에 사용되고, 이어서 스트리퍼 칼럼 20에 중간 칼럼 공급 위치로 순환한다(스트림 49b). 나머지 부분(스트림 48)은 유사하게 스트리퍼 칼럼 20의 작동 압력까지 팽창되고, 스트림 48a는 이어서 스트리퍼 칼럼 20에 정상 공급물이 된다. 도 4에서 스트림 53 및 도 5 내지 도7에서 점선으로 표시한 스트림 53에서 볼 수 있는 바와 같이, 그러한 경우 환류 펌프 24(스트림 44a)로부터의 액체 스트림이 일부(스트림 53)는 분별증류탑 20(도 4 및 도 5)의 스트리핑 섹션 또는 스트리퍼 칼럼 20(도 6 및 도 7)에 공급되어 증류 시스템의 부분에서 액체 흐름을 증가시키고, 스트림 42의 정류를 증가시키며, 한편 나머지 부분(스트림 52)은 흡수 섹션 20a(도 4 및 도 5)의 정상 또는 흡수 칼럼 27(도 6 및 도 7)의 정상에 공급될 수 있도록, 적어도 두 스트림으로 분리되는 것이 유리할 수 있다. In some situations, it is desirable to use a portion of the cold distillation liquid that leaves absorption section 20a in the heat exchanger, such as stream 49 in FIG. 4 and stream 49 indicated by the dashed line in FIG. 5. Although only a portion of the liquid from the absorption section 20a can be used in the heat exchange process without reducing the ethane recovery in the demethane absorber 20, often higher efficiency can be obtained from this liquid than the liquid from the stripping section 20b. . This is because the liquid in the absorption section 20a of the demethane absorber 20 is at a lower temperature level than in the stripping section 20b. As shown in stream 49 indicated by dashed lines in FIGS. 6 and 7, the same characteristics can be carried out when the fractionation column 20 consists of two vessels. When the liquid from the absorption column 27 is pumped out, as in FIG. 6, the liquid leaving the pump 28 (stream 47a) can be separated into two parts, one part (stream 49) is used for heat exchange and then the stripper column Circulate to the intermediate column feed position at 20 (stream 49a). The remainder (stream 48) is the top feed to stripper column 20. Similarly, when absorption column 27 is operated at a relatively elevated pressure relative to stripper column 20 as in FIG. 7, liquid stream 47 can be separated into two parts, up to the operating pressure of stripper column 20 (stream 49a). One expanded portion (stream 49) is used for heat exchange and then circulates to the middle column feed position in stripper column 20 (stream 49b). The remaining portion (stream 48) similarly expands to the working pressure of stripper column 20, and stream 48a then becomes a top feed to stripper column 20. As can be seen in stream 53 in FIG. 4 and stream 53 indicated by dashed lines in FIGS. 5-7, in this case a fraction of the liquid stream from the reflux pump 24 (stream 44a) (stream 53) is fractionated distillation tower 20 (FIG. 4 and 5) fed to the stripping section or stripper column 20 (FIGS. 6 and 7) to increase the liquid flow in the part of the distillation system, increase the rectification of stream 42, while the remainder (stream 52) is absorbed. It may be advantageous to be separated into at least two streams so that it can be fed to the top of section 20a (FIGS. 4 and 5) or to the top of absorption column 27 (FIGS. 6 and 7).
본 발명에 따라, 증기 공급물의 분리는 여러 가지 방법으로 수행될 수 있다. 도 3 내지 도 7의 프로세스에서, 증기의 분리는 이후의 냉각 및 형성된 어떤 액체의 분리에서 일어난다. 그러나, 고압 가스는 유입 가스의 냉각 전 또는 가스의 냉각 후 그리고 분리 단계 전에 분리될 수 있다. 어떤 실시태양에서, 증기 분리는 분리기에 효과가 있다. According to the invention, the separation of the steam feed can be carried out in a number of ways. In the process of FIGS. 3 to 7, the separation of steam occurs in subsequent cooling and in the separation of any liquid formed. However, the high pressure gas may be separated before cooling of the inlet gas or after cooling of the gas and before the separation step. In some embodiments, steam separation is effective at the separator.
분리된 수증기 공급의 각각의 지류(branch)에서 알 수 있는 상대적인 공급량은 가스압, 공급 가스 조성, 공급물로부터 경제적으로 추출할 수 있는 열의 양 및 사용가능한 마력수 등의 여러 요인에 좌우된다는 것 또한 인식되고 있다. 칼럼의 정상에 더 많은 공급을 제공하는 것은 팽창기로부터 회수된 힘을 감소시키고, 그 때문에 재압축 마력 요구를 증가시키는 반면 회수율을 증가시킨다. 칼럼에 공급 감소를 증가시키는 것은 마력 소비를 감소시키지만 제품 회수 또한 감소시킨다. 중간 칼럼 공급의 상대적인 위치는 유입물 조성 또는 원하는 회수 수준 및 유입 가스가 냉각되는 동안 형성된 액체의 양과 같은 다른 요인들에 따라 달라질 수 있다. 또한, 둘 이상의 공급 스트림, 또는 그것들의 부분은 개별 스트림의 상대적 온도 및 양에 따라 혼합될 수 있고, 혼합된 스트림은 이어서 중간 칼럼 공급 위치에 공급된다. It is also recognized that the relative amount of supply known at each branch of a separate steam supply depends on several factors, including gas pressure, feed gas composition, the amount of heat that can be economically extracted from the feed, and available horsepower. It is becoming. Providing more feed to the top of the column reduces the force recovered from the expander, thereby increasing the recompression horsepower demand while increasing the recovery rate. Increasing the feed reduction in the column reduces horsepower consumption but also reduces product recovery. The relative position of the intermediate column feed may depend on other factors such as influent composition or desired recovery level and amount of liquid formed while the inlet gas is cooled. In addition, two or more feed streams, or portions thereof, may be mixed depending on the relative temperature and amount of the individual streams, which are then fed to an intermediate column feed location.
본 발명은 프로세스의 가동에 요구되는 유틸리티 소모량에 대비한 C3 성분 및 중탄화수소 성분의 회수율 향상을 제공한다. 탈메탄흡수기 프로세스의 가동에 요구되는 유틸리티 소모량의 개선은 압축 또는 재압축을 위한 소요동력의 감소, 외부 냉동을 위한 소요동력의 감소, 탑 리보일러용 에너지 요구량의 감소, 또는 이들의 조합 형태로 나타날 수 있다.The present invention provides improved recovery of C 3 and heavy hydrocarbon components against the utility consumption required for running the process. Improving the utility consumption required to run the methane absorber process can result in a reduction in power requirements for compression or recompression, a reduction in power requirements for external refrigeration, a reduction in energy requirements for tower reboilers, or a combination thereof. Can be.
이상에서 본 발명의 바람직한 실시 태양이라 생각되는 것을 설명하였으나, 당업자는 예를 들면, 다음의 청구의 범위에 의해 정의되는 본 발명의 정신을 벗어나지 않고 본 발명을 다양한 조건, 공급형태 또는 다른 요구조건에 적응하도록 다른 변형 및 추가의 변형이 이루어질 수 있음을 인지할 것이다.While what has been described above as what is considered a preferred embodiment of the present invention, those skilled in the art will appreciate that the present invention may be applied to various conditions, forms of supply or other requirements without departing from the spirit of the invention as defined by the following claims, for example. It will be appreciated that other and further modifications may be made to adapt.
본 발명은 개괄적으로 에틸렌, 에탄, 프로필렌, 프로판 및/또는 중탄화수소(heavier hydrocarbon)는 천연가스, 정류 가스(refinery gas) 및 석탄, 원유, 나프타, 유혈암(oil shale), 역청암(tar sands) 및 갈탄 등의 다른 탄화수소 재료로부터 얻어지는 합성 가스 스트림으로부터 에틸렌, 에탄, 프로필렌, 프로판 및 중탄화수소의 회수에 관한 것이다. 본 발명은 프로세스의 가동에 요구되는 유틸리티 소모량에 대비한 C3 성분 및 중탄화수소 성분의 회수율 향상을 제공한다.The present invention provides an overview of ethylene, ethane, propylene, propane and / or heavier hydrocarbons as natural gas, refinery gas and coal, crude oil, naphtha, oil shale, and bitumen. And recovery of ethylene, ethane, propylene, propane and heavy hydrocarbons from syngas streams obtained from other hydrocarbon materials such as lignite. The present invention provides improved recovery of C 3 and heavy hydrocarbon components against the utility consumption required for running the process.
Claims (46)
Applications Claiming Priority (3)
Application Number | Priority Date | Filing Date | Title |
---|---|---|---|
US44977203P | 2003-02-25 | 2003-02-25 | |
US60/449,772 | 2003-02-25 | ||
PCT/US2004/004206 WO2004076946A2 (en) | 2003-02-25 | 2004-02-12 | Hydrocarbon gas processing |
Publications (2)
Publication Number | Publication Date |
---|---|
KR20050102681A true KR20050102681A (en) | 2005-10-26 |
KR101120324B1 KR101120324B1 (en) | 2012-06-12 |
Family
ID=32927562
Family Applications (1)
Application Number | Title | Priority Date | Filing Date |
---|---|---|---|
KR1020057015836A KR101120324B1 (en) | 2003-02-25 | 2004-02-12 | Hydrocarbon gas processing |
Country Status (20)
Country | Link |
---|---|
US (1) | US7191617B2 (en) |
EP (1) | EP1620687A4 (en) |
JP (1) | JP4571934B2 (en) |
KR (1) | KR101120324B1 (en) |
CN (1) | CN100541093C (en) |
AR (1) | AR043393A1 (en) |
AU (1) | AU2004215005B2 (en) |
BR (1) | BRPI0407806A (en) |
CA (1) | CA2515999C (en) |
EA (1) | EA008462B1 (en) |
EG (1) | EG23931A (en) |
MX (1) | MXPA05008280A (en) |
MY (1) | MY138855A (en) |
NO (1) | NO20054079L (en) |
NZ (1) | NZ541550A (en) |
PE (1) | PE20040796A1 (en) |
TW (1) | TWI285250B (en) |
UA (1) | UA83363C2 (en) |
WO (1) | WO2004076946A2 (en) |
ZA (1) | ZA200505906B (en) |
Cited By (5)
Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
---|---|---|---|---|
US7644676B2 (en) | 2008-02-11 | 2010-01-12 | Daewoo Shipbuilding & Marine Engineering Co., Ltd. | Storage tank containing liquefied natural gas with butane |
US8028724B2 (en) | 2007-02-12 | 2011-10-04 | Daewoo Shipbuilding & Marine Engineering Co., Ltd. | LNG tank and unloading of LNG from the tank |
US9086188B2 (en) | 2008-04-10 | 2015-07-21 | Daewoo Shipbuilding & Marine Engineering Co., Ltd. | Method and system for reducing heating value of natural gas |
KR20160051829A (en) | 2013-09-04 | 2016-05-11 | 우베 고산 가부시키가이샤 | Laminated tube |
KR20180129866A (en) | 2016-03-31 | 2018-12-05 | 우베 고산 가부시키가이샤 | Laminated tube |
Families Citing this family (96)
Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
---|---|---|---|---|
US6742358B2 (en) * | 2001-06-08 | 2004-06-01 | Elkcorp | Natural gas liquefaction |
US7159417B2 (en) | 2004-03-18 | 2007-01-09 | Abb Lummus Global, Inc. | Hydrocarbon recovery process utilizing enhanced reflux streams |
US7204100B2 (en) * | 2004-05-04 | 2007-04-17 | Ortloff Engineers, Ltd. | Natural gas liquefaction |
US9080810B2 (en) * | 2005-06-20 | 2015-07-14 | Ortloff Engineers, Ltd. | Hydrocarbon gas processing |
CA2536075C (en) * | 2006-01-31 | 2011-03-22 | Expansion Power Inc. | Method of conditioning natural gas in preparation for storage |
KR101407771B1 (en) * | 2006-06-02 | 2014-06-16 | 오르트로프 엔지니어스, 리미티드 | Liquefied natural gas processing |
US20080078205A1 (en) * | 2006-09-28 | 2008-04-03 | Ortloff Engineers, Ltd. | Hydrocarbon Gas Processing |
CA2572932C (en) | 2006-12-14 | 2015-01-20 | Jose Lourenco | Method to pre-heat natural gas at gas pressure reduction stations |
US7777088B2 (en) | 2007-01-10 | 2010-08-17 | Pilot Energy Solutions, Llc | Carbon dioxide fractionalization process |
US8590340B2 (en) | 2007-02-09 | 2013-11-26 | Ortoff Engineers, Ltd. | Hydrocarbon gas processing |
US7883569B2 (en) * | 2007-02-12 | 2011-02-08 | Donald Leo Stinson | Natural gas processing system |
DE102007010874A1 (en) * | 2007-03-06 | 2008-09-11 | Linde Ag | separation |
US9869510B2 (en) * | 2007-05-17 | 2018-01-16 | Ortloff Engineers, Ltd. | Liquefied natural gas processing |
CN101815915B (en) * | 2007-08-14 | 2014-04-09 | 氟石科技公司 | Configurations and methods for improved natural gas liquids recovery |
US8919148B2 (en) * | 2007-10-18 | 2014-12-30 | Ortloff Engineers, Ltd. | Hydrocarbon gas processing |
US9243842B2 (en) | 2008-02-15 | 2016-01-26 | Black & Veatch Corporation | Combined synthesis gas separation and LNG production method and system |
US20090282865A1 (en) | 2008-05-16 | 2009-11-19 | Ortloff Engineers, Ltd. | Liquefied Natural Gas and Hydrocarbon Gas Processing |
US20090293537A1 (en) * | 2008-05-27 | 2009-12-03 | Ameringer Greg E | NGL Extraction From Natural Gas |
US8584488B2 (en) * | 2008-08-06 | 2013-11-19 | Ortloff Engineers, Ltd. | Liquefied natural gas production |
US20100050688A1 (en) * | 2008-09-03 | 2010-03-04 | Ameringer Greg E | NGL Extraction from Liquefied Natural Gas |
CA2734853A1 (en) * | 2008-10-07 | 2010-04-15 | Exxonmobil Upstream Research Company | Helium recovery from natural gas integrated with ngl recovery |
RU2509272C2 (en) * | 2009-02-05 | 2014-03-10 | Твистер Б. В. | Multi-stage cyclone separator for fluid medium |
US9080811B2 (en) * | 2009-02-17 | 2015-07-14 | Ortloff Engineers, Ltd | Hydrocarbon gas processing |
EA022672B1 (en) * | 2009-02-17 | 2016-02-29 | Ортлофф Инджинирс, Лтд. | Hydrocarbon gas processing |
US9933207B2 (en) * | 2009-02-17 | 2018-04-03 | Ortloff Engineers, Ltd. | Hydrocarbon gas processing |
US9052137B2 (en) | 2009-02-17 | 2015-06-09 | Ortloff Engineers, Ltd. | Hydrocarbon gas processing |
US9052136B2 (en) * | 2010-03-31 | 2015-06-09 | Ortloff Engineers, Ltd. | Hydrocarbon gas processing |
US9074814B2 (en) * | 2010-03-31 | 2015-07-07 | Ortloff Engineers, Ltd. | Hydrocarbon gas processing |
US8881549B2 (en) * | 2009-02-17 | 2014-11-11 | Ortloff Engineers, Ltd. | Hydrocarbon gas processing |
US9939195B2 (en) * | 2009-02-17 | 2018-04-10 | Ortloff Engineers, Ltd. | Hydrocarbon gas processing including a single equipment item processing assembly |
US8585891B2 (en) | 2009-04-07 | 2013-11-19 | Jose Lourenco | Extraction and upgrading of bitumen from oil sands |
US8434325B2 (en) | 2009-05-15 | 2013-05-07 | Ortloff Engineers, Ltd. | Liquefied natural gas and hydrocarbon gas processing |
US20100287982A1 (en) * | 2009-05-15 | 2010-11-18 | Ortloff Engineers, Ltd. | Liquefied Natural Gas and Hydrocarbon Gas Processing |
AR076506A1 (en) * | 2009-06-11 | 2011-06-15 | Sme Products Lp | HYDROCARBON GAS PROCESSING |
AU2010259236B2 (en) * | 2009-06-11 | 2015-11-05 | Ortloff Engineers, Ltd. | Hydrocarbon gas processing |
JP5785539B2 (en) * | 2009-06-11 | 2015-09-30 | オートロフ・エンジニアーズ・リミテッド | Hydrocarbon gas treatment |
AU2010259129A1 (en) * | 2009-06-11 | 2012-02-23 | Ortloff Engineers, Ltd. | Hydrocarbon gas processing |
MY161443A (en) * | 2009-06-11 | 2017-04-14 | Ortloff Engineers Ltd | Hydrocarbon gas processing |
US20110067443A1 (en) * | 2009-09-21 | 2011-03-24 | Ortloff Engineers, Ltd. | Hydrocarbon Gas Processing |
US9021832B2 (en) | 2010-01-14 | 2015-05-05 | Ortloff Engineers, Ltd. | Hydrocarbon gas processing |
US9057558B2 (en) * | 2010-03-31 | 2015-06-16 | Ortloff Engineers, Ltd. | Hydrocarbon gas processing including a single equipment item processing assembly |
WO2011123278A1 (en) * | 2010-03-31 | 2011-10-06 | Ortloff Engineers, Ltd. | Hydrocarbon gas processing |
US9068774B2 (en) * | 2010-03-31 | 2015-06-30 | Ortloff Engineers, Ltd. | Hydrocarbon gas processing |
MY160268A (en) * | 2010-03-31 | 2017-02-28 | Ortloff Engineers Ltd | Hydrocarbon gas processing |
KR101676069B1 (en) * | 2010-03-31 | 2016-11-14 | 오르트로프 엔지니어스, 리미티드 | Hydrocarbon gas processing |
US10113127B2 (en) | 2010-04-16 | 2018-10-30 | Black & Veatch Holding Company | Process for separating nitrogen from a natural gas stream with nitrogen stripping in the production of liquefied natural gas |
AU2011261670B2 (en) | 2010-06-03 | 2014-08-21 | Uop Llc | Hydrocarbon gas processing |
WO2012000115A1 (en) | 2010-06-30 | 2012-01-05 | Jose Lourenco | Method to upgrade heavy oil in a temperature gradient reactor (tgr) |
US9777960B2 (en) | 2010-12-01 | 2017-10-03 | Black & Veatch Holding Company | NGL recovery from natural gas using a mixed refrigerant |
US10451344B2 (en) | 2010-12-23 | 2019-10-22 | Fluor Technologies Corporation | Ethane recovery and ethane rejection methods and configurations |
US10852060B2 (en) | 2011-04-08 | 2020-12-01 | Pilot Energy Solutions, Llc | Single-unit gas separation process having expanded, post-separation vent stream |
US9511935B2 (en) | 2011-10-04 | 2016-12-06 | 1304345 Alberta Ltd. | Cascading processor |
US10139157B2 (en) | 2012-02-22 | 2018-11-27 | Black & Veatch Holding Company | NGL recovery from natural gas using a mixed refrigerant |
CA2772479C (en) | 2012-03-21 | 2020-01-07 | Mackenzie Millar | Temperature controlled method to liquefy gas and a production plant using the method. |
CA2790961C (en) | 2012-05-11 | 2019-09-03 | Jose Lourenco | A method to recover lpg and condensates from refineries fuel gas streams. |
CN104736504A (en) * | 2012-07-26 | 2015-06-24 | 氟石科技公司 | Configurations and methods for deep feed gas hydrocarbon dewpointing |
US20140026615A1 (en) * | 2012-07-26 | 2014-01-30 | Fluor Technologies Corporation | Configurations and methods for deep feed gas hydrocarbon dewpointing |
CA2787746C (en) | 2012-08-27 | 2019-08-13 | Mackenzie Millar | Method of producing and distributing liquid natural gas |
CA2798057C (en) | 2012-12-04 | 2019-11-26 | Mackenzie Millar | A method to produce lng at gas pressure letdown stations in natural gas transmission pipeline systems |
CA2801035C (en) | 2013-01-07 | 2019-11-26 | Jose Lourenco | Method and apparatus for upgrading heavy oil |
US9423175B2 (en) | 2013-03-14 | 2016-08-23 | Fluor Technologies Corporation | Flexible NGL recovery methods and configurations |
CA2813260C (en) | 2013-04-15 | 2021-07-06 | Mackenzie Millar | A method to produce lng |
US9581385B2 (en) | 2013-05-15 | 2017-02-28 | Linde Engineering North America Inc. | Methods for separating hydrocarbon gases |
CN103438661A (en) * | 2013-08-30 | 2013-12-11 | 北京麦科直通石化工程设计有限公司 | Novel low-energy-consumption natural gas liquefaction technology |
WO2015038288A1 (en) | 2013-09-11 | 2015-03-19 | Ortloff Engineers, Ltd. | Hydrocarbon processing |
SG11201600806UA (en) | 2013-09-11 | 2016-03-30 | Ortloff Engineers Ltd | Hydrocarbon gas processing |
KR102099798B1 (en) | 2013-09-11 | 2020-04-13 | 유오피 엘엘씨 | Hydrocarbon gas processing |
US10563913B2 (en) | 2013-11-15 | 2020-02-18 | Black & Veatch Holding Company | Systems and methods for hydrocarbon refrigeration with a mixed refrigerant cycle |
US9523055B2 (en) * | 2014-01-31 | 2016-12-20 | Uop Llc | Natural gas liquids stabilizer with side stripper |
US9574822B2 (en) | 2014-03-17 | 2017-02-21 | Black & Veatch Corporation | Liquefied natural gas facility employing an optimized mixed refrigerant system |
US10288347B2 (en) | 2014-08-15 | 2019-05-14 | 1304338 Alberta Ltd. | Method of removing carbon dioxide during liquid natural gas production from natural gas at gas pressure letdown stations |
CN104263402A (en) * | 2014-09-19 | 2015-01-07 | 华南理工大学 | Method for efficiently recovering light hydrocarbons from pipeline natural gas by using energy integration |
US10808999B2 (en) * | 2014-09-30 | 2020-10-20 | Dow Global Technologies Llc | Process for increasing ethylene and propylene yield from a propylene plant |
US11173445B2 (en) | 2015-09-16 | 2021-11-16 | 1304338 Alberta Ltd. | Method of preparing natural gas at a gas pressure reduction stations to produce liquid natural gas (LNG) |
CA2956439C (en) | 2015-10-08 | 2017-11-14 | 1304338 Alberta Ltd. | Method of producing heavy oil using a fuel cell |
FR3042983B1 (en) * | 2015-11-03 | 2017-10-27 | Air Liquide | REFLUX OF DEMETHANIZATION COLUMNS |
FR3042984B1 (en) * | 2015-11-03 | 2019-07-19 | L'air Liquide, Societe Anonyme Pour L'etude Et L'exploitation Des Procedes Georges Claude | OPTIMIZATION OF A PROCESS FOR DEAZATING A NATURAL GAS CURRENT |
CA2914070C (en) | 2015-12-07 | 2023-08-01 | 1304338 Alberta Ltd. | Upgrading oil using supercritical fluids |
US10006701B2 (en) | 2016-01-05 | 2018-06-26 | Fluor Technologies Corporation | Ethane recovery or ethane rejection operation |
CA2920656C (en) | 2016-02-11 | 2018-03-06 | 1304342 Alberta Ltd. | Method of extracting coal bed methane using carbon dioxide |
US10330382B2 (en) | 2016-05-18 | 2019-06-25 | Fluor Technologies Corporation | Systems and methods for LNG production with propane and ethane recovery |
US10533794B2 (en) | 2016-08-26 | 2020-01-14 | Ortloff Engineers, Ltd. | Hydrocarbon gas processing |
US10551119B2 (en) | 2016-08-26 | 2020-02-04 | Ortloff Engineers, Ltd. | Hydrocarbon gas processing |
US10551118B2 (en) | 2016-08-26 | 2020-02-04 | Ortloff Engineers, Ltd. | Hydrocarbon gas processing |
WO2018049128A1 (en) | 2016-09-09 | 2018-03-15 | Fluor Technologies Corporation | Methods and configuration for retrofitting ngl plant for high ethane recovery |
US11543180B2 (en) | 2017-06-01 | 2023-01-03 | Uop Llc | Hydrocarbon gas processing |
US11428465B2 (en) | 2017-06-01 | 2022-08-30 | Uop Llc | Hydrocarbon gas processing |
MX2020003412A (en) | 2017-10-20 | 2020-09-18 | Fluor Tech Corp | Phase implementation of natural gas liquid recovery plants. |
CA2997634A1 (en) | 2018-03-07 | 2019-09-07 | 1304342 Alberta Ltd. | Production of petrochemical feedstocks and products using a fuel cell |
CN109028758A (en) * | 2018-08-07 | 2018-12-18 | 中国石油工程建设有限公司 | A kind of natural gas ethane recovery device and method to be freezed using azeotrope |
US11015865B2 (en) * | 2018-08-27 | 2021-05-25 | Bcck Holding Company | System and method for natural gas liquid production with flexible ethane recovery or rejection |
US11473837B2 (en) | 2018-08-31 | 2022-10-18 | Uop Llc | Gas subcooled process conversion to recycle split vapor for recovery of ethane and propane |
MY195957A (en) | 2019-03-11 | 2023-02-27 | Uop Llc | Hydrocarbon Gas Processing |
US11643604B2 (en) | 2019-10-18 | 2023-05-09 | Uop Llc | Hydrocarbon gas processing |
US11906244B2 (en) * | 2020-11-23 | 2024-02-20 | Uop Llc | Hydrocarbon gas processing |
CN117858748A (en) * | 2021-08-23 | 2024-04-09 | 朗姆研究公司 | Compact gas separator apparatus co-located on a substrate processing system |
Family Cites Families (74)
Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
---|---|---|---|---|
NL240371A (en) * | 1958-06-23 | |||
US3524897A (en) * | 1963-10-14 | 1970-08-18 | Lummus Co | Lng refrigerant for fractionator overhead |
US3292380A (en) * | 1964-04-28 | 1966-12-20 | Coastal States Gas Producing C | Method and equipment for treating hydrocarbon gases for pressure reduction and condensate recovery |
US3837172A (en) * | 1972-06-19 | 1974-09-24 | Synergistic Services Inc | Processing liquefied natural gas to deliver methane-enriched gas at high pressure |
CA1021254A (en) * | 1974-10-22 | 1977-11-22 | Ortloff Corporation (The) | Natural gas processing |
US4171964A (en) * | 1976-06-21 | 1979-10-23 | The Ortloff Corporation | Hydrocarbon gas processing |
US4157904A (en) * | 1976-08-09 | 1979-06-12 | The Ortloff Corporation | Hydrocarbon gas processing |
US4140504A (en) * | 1976-08-09 | 1979-02-20 | The Ortloff Corporation | Hydrocarbon gas processing |
US4251249A (en) * | 1977-01-19 | 1981-02-17 | The Randall Corporation | Low temperature process for separating propane and heavier hydrocarbons from a natural gas stream |
US4185978A (en) * | 1977-03-01 | 1980-01-29 | Standard Oil Company (Indiana) | Method for cryogenic separation of carbon dioxide from hydrocarbons |
US4278457A (en) * | 1977-07-14 | 1981-07-14 | Ortloff Corporation | Hydrocarbon gas processing |
US4445917A (en) * | 1982-05-10 | 1984-05-01 | Air Products And Chemicals, Inc. | Process for liquefied natural gas |
USRE33408E (en) * | 1983-09-29 | 1990-10-30 | Exxon Production Research Company | Process for LPG recovery |
US4545795A (en) * | 1983-10-25 | 1985-10-08 | Air Products And Chemicals, Inc. | Dual mixed refrigerant natural gas liquefaction |
US4525185A (en) * | 1983-10-25 | 1985-06-25 | Air Products And Chemicals, Inc. | Dual mixed refrigerant natural gas liquefaction with staged compression |
US4519824A (en) * | 1983-11-07 | 1985-05-28 | The Randall Corporation | Hydrocarbon gas separation |
DE3414749A1 (en) * | 1984-04-18 | 1985-10-31 | Linde Ag, 6200 Wiesbaden | METHOD FOR SEPARATING HIGHER HYDROCARBONS FROM A HYDROCARBONED RAW GAS |
FR2571129B1 (en) * | 1984-09-28 | 1988-01-29 | Technip Cie | PROCESS AND PLANT FOR CRYOGENIC FRACTIONATION OF GASEOUS LOADS |
US4617039A (en) * | 1984-11-19 | 1986-10-14 | Pro-Quip Corporation | Separating hydrocarbon gases |
FR2578637B1 (en) * | 1985-03-05 | 1987-06-26 | Technip Cie | PROCESS FOR FRACTIONATION OF GASEOUS LOADS AND INSTALLATION FOR CARRYING OUT THIS PROCESS |
US4687499A (en) * | 1986-04-01 | 1987-08-18 | Mcdermott International Inc. | Process for separating hydrocarbon gas constituents |
US4707170A (en) * | 1986-07-23 | 1987-11-17 | Air Products And Chemicals, Inc. | Staged multicomponent refrigerant cycle for a process for recovery of C+ hydrocarbons |
US4710214A (en) * | 1986-12-19 | 1987-12-01 | The M. W. Kellogg Company | Process for separation of hydrocarbon gases |
US4755200A (en) * | 1987-02-27 | 1988-07-05 | Air Products And Chemicals, Inc. | Feed gas drier precooling in mixed refrigerant natural gas liquefaction processes |
US4869740A (en) * | 1988-05-17 | 1989-09-26 | Elcor Corporation | Hydrocarbon gas processing |
US4854955A (en) * | 1988-05-17 | 1989-08-08 | Elcor Corporation | Hydrocarbon gas processing |
US4851020A (en) * | 1988-11-21 | 1989-07-25 | Mcdermott International, Inc. | Ethane recovery system |
US4889545A (en) * | 1988-11-21 | 1989-12-26 | Elcor Corporation | Hydrocarbon gas processing |
US4895584A (en) * | 1989-01-12 | 1990-01-23 | Pro-Quip Corporation | Process for C2 recovery |
US5114451A (en) * | 1990-03-12 | 1992-05-19 | Elcor Corporation | Liquefied natural gas processing |
FR2681859B1 (en) * | 1991-09-30 | 1994-02-11 | Technip Cie Fse Etudes Const | NATURAL GAS LIQUEFACTION PROCESS. |
FR2682964B1 (en) * | 1991-10-23 | 1994-08-05 | Elf Aquitaine | PROCESS FOR DEAZOTING A LIQUEFIED MIXTURE OF HYDROCARBONS MAINLY CONSISTING OF METHANE. |
JPH06299174A (en) * | 1992-07-24 | 1994-10-25 | Chiyoda Corp | Cooling system using propane coolant in natural gas liquefaction process |
JPH06159928A (en) * | 1992-11-20 | 1994-06-07 | Chiyoda Corp | Liquefying method for natural gas |
US5275005A (en) * | 1992-12-01 | 1994-01-04 | Elcor Corporation | Gas processing |
FR2714722B1 (en) * | 1993-12-30 | 1997-11-21 | Inst Francais Du Petrole | Method and apparatus for liquefying a natural gas. |
US5615561A (en) * | 1994-11-08 | 1997-04-01 | Williams Field Services Company | LNG production in cryogenic natural gas processing plants |
US5568737A (en) * | 1994-11-10 | 1996-10-29 | Elcor Corporation | Hydrocarbon gas processing |
US5555748A (en) * | 1995-06-07 | 1996-09-17 | Elcor Corporation | Hydrocarbon gas processing |
BR9609099A (en) * | 1995-06-07 | 1999-02-02 | Elcor Corp | Process and device for separating a gas stream |
US5566554A (en) * | 1995-06-07 | 1996-10-22 | Kti Fish, Inc. | Hydrocarbon gas separation process |
MY117899A (en) * | 1995-06-23 | 2004-08-30 | Shell Int Research | Method of liquefying and treating a natural gas. |
US5600969A (en) * | 1995-12-18 | 1997-02-11 | Phillips Petroleum Company | Process and apparatus to produce a small scale LNG stream from an existing NGL expander plant demethanizer |
US5755115A (en) * | 1996-01-30 | 1998-05-26 | Manley; David B. | Close-coupling of interreboiling to recovered heat |
CN1145001C (en) * | 1996-02-29 | 2004-04-07 | 国际壳牌研究有限公司 | Method of reducing amount of components having low boiling points in liquefied natural gas |
US5799507A (en) * | 1996-10-25 | 1998-09-01 | Elcor Corporation | Hydrocarbon gas processing |
US5755114A (en) * | 1997-01-06 | 1998-05-26 | Abb Randall Corporation | Use of a turboexpander cycle in liquefied natural gas process |
JPH10204455A (en) * | 1997-01-27 | 1998-08-04 | Chiyoda Corp | Liquefaction of natural gas |
US5983664A (en) * | 1997-04-09 | 1999-11-16 | Elcor Corporation | Hydrocarbon gas processing |
US5890378A (en) * | 1997-04-21 | 1999-04-06 | Elcor Corporation | Hydrocarbon gas processing |
US5881569A (en) * | 1997-05-07 | 1999-03-16 | Elcor Corporation | Hydrocarbon gas processing |
TW366411B (en) * | 1997-06-20 | 1999-08-11 | Exxon Production Research Co | Improved process for liquefaction of natural gas |
CA2294742C (en) * | 1997-07-01 | 2005-04-05 | Exxon Production Research Company | Process for separating a multi-component gas stream containing at least one freezable component |
DZ2671A1 (en) * | 1997-12-12 | 2003-03-22 | Shell Int Research | Liquefaction process of a gaseous fuel product rich in methane to obtain a liquefied natural gas. |
US6182469B1 (en) * | 1998-12-01 | 2001-02-06 | Elcor Corporation | Hydrocarbon gas processing |
US6116050A (en) * | 1998-12-04 | 2000-09-12 | Ipsi Llc | Propane recovery methods |
US6119479A (en) * | 1998-12-09 | 2000-09-19 | Air Products And Chemicals, Inc. | Dual mixed refrigerant cycle for gas liquefaction |
MY117548A (en) * | 1998-12-18 | 2004-07-31 | Exxon Production Research Co | Dual multi-component refrigeration cycles for liquefaction of natural gas |
US6125653A (en) * | 1999-04-26 | 2000-10-03 | Texaco Inc. | LNG with ethane enrichment and reinjection gas as refrigerant |
WO2000071952A1 (en) * | 1999-05-26 | 2000-11-30 | Chart Inc. | Dephlegmator process with liquid additive |
US6324867B1 (en) * | 1999-06-15 | 2001-12-04 | Exxonmobil Oil Corporation | Process and system for liquefying natural gas |
US6308531B1 (en) * | 1999-10-12 | 2001-10-30 | Air Products And Chemicals, Inc. | Hybrid cycle for the production of liquefied natural gas |
US6347532B1 (en) * | 1999-10-12 | 2002-02-19 | Air Products And Chemicals, Inc. | Gas liquefaction process with partial condensation of mixed refrigerant at intermediate temperatures |
GB0000327D0 (en) * | 2000-01-07 | 2000-03-01 | Costain Oil Gas & Process Limi | Hydrocarbon separation process and apparatus |
WO2001088447A1 (en) | 2000-05-18 | 2001-11-22 | Phillips Petroleum Company | Enhanced ngl recovery utilizing refrigeration and reflux from lng plants |
US20020166336A1 (en) * | 2000-08-15 | 2002-11-14 | Wilkinson John D. | Hydrocarbon gas processing |
US6367286B1 (en) * | 2000-11-01 | 2002-04-09 | Black & Veatch Pritchard, Inc. | System and process for liquefying high pressure natural gas |
JP4032634B2 (en) * | 2000-11-13 | 2008-01-16 | ダイキン工業株式会社 | Air conditioner |
US6712880B2 (en) * | 2001-03-01 | 2004-03-30 | Abb Lummus Global, Inc. | Cryogenic process utilizing high pressure absorber column |
US6526777B1 (en) * | 2001-04-20 | 2003-03-04 | Elcor Corporation | LNG production in cryogenic natural gas processing plants |
US6742358B2 (en) | 2001-06-08 | 2004-06-01 | Elkcorp | Natural gas liquefaction |
JP2003035363A (en) * | 2001-07-23 | 2003-02-07 | Ishikawa Gasket Co Ltd | Cylinder head gasket |
US7069743B2 (en) * | 2002-02-20 | 2006-07-04 | Eric Prim | System and method for recovery of C2+ hydrocarbons contained in liquefied natural gas |
US6945075B2 (en) * | 2002-10-23 | 2005-09-20 | Elkcorp | Natural gas liquefaction |
-
2004
- 2004-02-12 EA EA200501347A patent/EA008462B1/en not_active IP Right Cessation
- 2004-02-12 CA CA2515999A patent/CA2515999C/en not_active Expired - Fee Related
- 2004-02-12 EP EP04710666.1A patent/EP1620687A4/en not_active Withdrawn
- 2004-02-12 JP JP2006503539A patent/JP4571934B2/en not_active Expired - Fee Related
- 2004-02-12 KR KR1020057015836A patent/KR101120324B1/en not_active IP Right Cessation
- 2004-02-12 WO PCT/US2004/004206 patent/WO2004076946A2/en active Application Filing
- 2004-02-12 NZ NZ541550A patent/NZ541550A/en not_active IP Right Cessation
- 2004-02-12 AU AU2004215005A patent/AU2004215005B2/en not_active Ceased
- 2004-02-12 BR BRPI0407806-3A patent/BRPI0407806A/en active Search and Examination
- 2004-02-12 MX MXPA05008280A patent/MXPA05008280A/en active IP Right Grant
- 2004-02-12 CN CNB2004800051224A patent/CN100541093C/en not_active Expired - Fee Related
- 2004-02-19 TW TW093104150A patent/TWI285250B/en not_active IP Right Cessation
- 2004-02-24 PE PE2004000190A patent/PE20040796A1/en not_active Application Discontinuation
- 2004-02-25 AR ARP040100589A patent/AR043393A1/en not_active Application Discontinuation
- 2004-02-25 MY MYPI20040605A patent/MY138855A/en unknown
- 2004-12-02 UA UAA200509034A patent/UA83363C2/en unknown
-
2005
- 2005-08-10 US US11/201,358 patent/US7191617B2/en not_active Expired - Lifetime
- 2005-08-23 EG EGNA2005000492 patent/EG23931A/en active
- 2005-09-01 NO NO20054079A patent/NO20054079L/en not_active Application Discontinuation
-
2006
- 2006-02-07 ZA ZA200505906A patent/ZA200505906B/en unknown
Cited By (10)
Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
---|---|---|---|---|
US8028724B2 (en) | 2007-02-12 | 2011-10-04 | Daewoo Shipbuilding & Marine Engineering Co., Ltd. | LNG tank and unloading of LNG from the tank |
US8943841B2 (en) | 2007-02-12 | 2015-02-03 | Daewoo Shipbuilding & Marine Engineering Co., Ltd. | LNG tank ship having LNG circulating device |
US10352499B2 (en) | 2007-02-12 | 2019-07-16 | Daewoo Shipbuilding & Marine Engineering Co., Ltd. | LNG tank and operation of the same |
US10508769B2 (en) | 2007-02-12 | 2019-12-17 | Daewoo Shipbuilding & Marine Engineering Co., Ltd. | LNG tank and operation of the same |
US11168837B2 (en) | 2007-02-12 | 2021-11-09 | Daewoo Shipbuilding & Marine Engineering Co., Ltd. | LNG tank and operation of the same |
US7644676B2 (en) | 2008-02-11 | 2010-01-12 | Daewoo Shipbuilding & Marine Engineering Co., Ltd. | Storage tank containing liquefied natural gas with butane |
US7841288B2 (en) | 2008-02-11 | 2010-11-30 | Daewoo Shipbuilding & Marine Engineering Co., Ltd. | Storage tank containing liquefied natural gas with butane |
US9086188B2 (en) | 2008-04-10 | 2015-07-21 | Daewoo Shipbuilding & Marine Engineering Co., Ltd. | Method and system for reducing heating value of natural gas |
KR20160051829A (en) | 2013-09-04 | 2016-05-11 | 우베 고산 가부시키가이샤 | Laminated tube |
KR20180129866A (en) | 2016-03-31 | 2018-12-05 | 우베 고산 가부시키가이샤 | Laminated tube |
Also Published As
Publication number | Publication date |
---|---|
CA2515999A1 (en) | 2004-09-10 |
WO2004076946A2 (en) | 2004-09-10 |
US7191617B2 (en) | 2007-03-20 |
MY138855A (en) | 2009-08-28 |
JP4571934B2 (en) | 2010-10-27 |
UA83363C2 (en) | 2008-07-10 |
TW200502520A (en) | 2005-01-16 |
KR101120324B1 (en) | 2012-06-12 |
PE20040796A1 (en) | 2004-11-06 |
EP1620687A2 (en) | 2006-02-01 |
WO2004076946A3 (en) | 2006-10-19 |
MXPA05008280A (en) | 2006-03-21 |
EG23931A (en) | 2008-01-14 |
NO20054079L (en) | 2005-09-23 |
AR043393A1 (en) | 2005-07-27 |
AU2004215005B2 (en) | 2008-12-18 |
NZ541550A (en) | 2008-04-30 |
CA2515999C (en) | 2012-12-18 |
EA200501347A1 (en) | 2006-12-29 |
EA008462B1 (en) | 2007-06-29 |
US20060032269A1 (en) | 2006-02-16 |
JP2007524578A (en) | 2007-08-30 |
TWI285250B (en) | 2007-08-11 |
AU2004215005A1 (en) | 2004-09-10 |
EP1620687A4 (en) | 2015-04-29 |
CN1969160A (en) | 2007-05-23 |
BRPI0407806A (en) | 2006-02-14 |
NO20054079D0 (en) | 2005-09-01 |
CN100541093C (en) | 2009-09-16 |
ZA200505906B (en) | 2006-03-29 |
Similar Documents
Publication | Publication Date | Title |
---|---|---|
KR101120324B1 (en) | Hydrocarbon gas processing | |
AU2010295869B2 (en) | Hydrocarbon gas processing | |
AU2008312570B2 (en) | Hydrocarbon gas processing | |
CA2664224C (en) | Hydrocarbon gas processing | |
US5275005A (en) | Gas processing | |
KR101660082B1 (en) | Hydrocarbon gas processing | |
US20190170435A1 (en) | Hydrocarbon Gas Processing | |
CA3132386A1 (en) | Hydrocarbon gas processing | |
CA2764590C (en) | Hydrocarbon gas processing | |
EP2553365A1 (en) | Hydrocarbon gas processing | |
KR101758394B1 (en) | Hydrocarbon gas processing | |
KR20120027488A (en) | Hydrocarbon gas processing | |
CA2901741C (en) | Hydrocarbon gas processing |
Legal Events
Date | Code | Title | Description |
---|---|---|---|
N231 | Notification of change of applicant | ||
A201 | Request for examination | ||
E902 | Notification of reason for refusal | ||
E701 | Decision to grant or registration of patent right | ||
GRNT | Written decision to grant | ||
FPAY | Annual fee payment |
Payment date: 20150205 Year of fee payment: 4 |
|
LAPS | Lapse due to unpaid annual fee |